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EP4298187A1 - Anlage und verfahren zur herstellung von synthetischen kraftstoffen ohne kohlendioxidemission - Google Patents

Anlage und verfahren zur herstellung von synthetischen kraftstoffen ohne kohlendioxidemission

Info

Publication number
EP4298187A1
EP4298187A1 EP22723100.8A EP22723100A EP4298187A1 EP 4298187 A1 EP4298187 A1 EP 4298187A1 EP 22723100 A EP22723100 A EP 22723100A EP 4298187 A1 EP4298187 A1 EP 4298187A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
synthesis gas
water
carbon dioxide
line
methane
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
EP22723100.8A
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Michael Haid
Rolf Gambert
Jan SCHWARTZE
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Edl Anlagenbau GmbH
Original Assignee
Edl Anlagenbau GmbH
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Edl Anlagenbau GmbH filed Critical Edl Anlagenbau GmbH
Publication of EP4298187A1 publication Critical patent/EP4298187A1/de
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C10PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10GCRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C01INORGANIC CHEMISTRY
    • C01BNON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C01B3/38Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents using catalysts
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C25ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES; APPARATUS THEREFOR
    • C25BELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF COMPOUNDS OR NON-METALS; APPARATUS THEREFOR
    • C25B15/00Operating or servicing cells
    • C25B15/08Supplying or removing reactants or electrolytes; Regeneration of electrolytes
    • C25B15/081Supplying products to non-electrochemical reactors that are combined with the electrochemical cell, e.g. Sabatier reactor
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C25ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES; APPARATUS THEREFOR
    • C25BELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF COMPOUNDS OR NON-METALS; APPARATUS THEREFOR
    • C25B15/00Operating or servicing cells
    • C25B15/08Supplying or removing reactants or electrolytes; Regeneration of electrolytes
    • C25B15/085Removing impurities
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C01INORGANIC CHEMISTRY
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    • C01B2203/02Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0205Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step
    • C01B2203/0227Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0233Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being a steam reforming step
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    • C01B2203/02Processes for making hydrogen or synthesis gas
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    • C01B2203/0227Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0238Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being a carbon dioxide reforming step
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    • C01B2203/0475Composition of the impurity the impurity being carbon dioxide
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    • C01B2203/062Hydrocarbon production, e.g. Fischer-Tropsch process
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    • C01B2203/08Methods of heating or cooling
    • C01B2203/0805Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0811Methods of heating the process for making hydrogen or synthesis gas by combustion of fuel
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    • C01B2203/12Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1205Composition of the feed
    • C01B2203/1211Organic compounds or organic mixtures used in the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1235Hydrocarbons
    • C01B2203/1241Natural gas or methane
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C01INORGANIC CHEMISTRY
    • C01BNON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/14Details of the flowsheet
    • C01B2203/148Details of the flowsheet involving a recycle stream to the feed of the process for making hydrogen or synthesis gas
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C01INORGANIC CHEMISTRY
    • C01BNON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/80Aspect of integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas not covered by groups C01B2203/02 - C01B2203/1695
    • C01B2203/86Carbon dioxide sequestration
    • CCHEMISTRY; METALLURGY
    • C25ELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES; APPARATUS THEREFOR
    • C25BELECTROLYTIC OR ELECTROPHORETIC PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF COMPOUNDS OR NON-METALS; APPARATUS THEREFOR
    • C25B1/00Electrolytic production of inorganic compounds or non-metals
    • C25B1/01Products
    • C25B1/02Hydrogen or oxygen
    • C25B1/04Hydrogen or oxygen by electrolysis of water

Definitions

  • the present invention relates to a plant and a method for producing synthetic fuels, in particular jet fuel, diesel and/or naphtha.
  • a similar process is the conversion of electrical energy into synthetic fuels, known as “power-to-liquids”.
  • water and carbon dioxide are converted into synthesis gas, which is then processed into synthetic fuels in a similar way to the "gas-to-liquids" process.
  • An alternative process known as “power and biomass-to-liquids” uses biomass such as biomethane and biogas or synthetic methane as a carbon source in addition to carbon dioxide from the air or from point sources, thereby completely replacing fossil carbon sources such as petroleum or Natural gas.
  • methane, water (vapor) and carbon dioxide are converted into synthesis gas, which is then further processed into synthetic fuels in a manner similar to the processes mentioned above.
  • a major disadvantage of the above methods is that significant amounts of carbon dioxide are generated and emitted. However, this is undesirable for environmental reasons and in particular for climate protection reasons. In addition, these processes require larger amounts of fresh water and generate large amounts of waste water. However, water of the required purity is an expensive raw material and large amounts of waste water are problematic for environmental reasons.
  • the present invention was based on the object of providing a plant and a method for the production of synthetic fuels, which (s) can be operated with low energy requirements without carbon dioxide emissions or, if at all, with minimal carbon dioxide emissions, which only requires a small amount of fresh water supply required and can be operated with small amounts of waste water, and which can still be operated at least almost exclusively with electrical energy and biomass.
  • a plant for the production of synthetic fuels in particular jet turbine fuel, diesel and/or naphtha
  • a plant for the production of synthetic fuels in particular jet turbine fuel, diesel and/or naphtha
  • the synthesis gas production facility having at least one reaction section in which methane, water and carbon dioxide react to form the raw synthesis gas, and at least one heat generation section, in in which the heat required for the reaction of methane and carbon dioxide to form the raw synthesis gas is generated by burning fuel to form flue gas
  • the reaction section comprising a supply line for methane, a supply line for water, at least one supply line for carbon dioxide and a discharge line for raw synthesis gas
  • the heat generation section comprises one Supply line for fuel, a supply line for oxygen-containing gas and a discharge line for flue gas
  • a flue gas recirculation line connected to the flue gas discharge line of the synthesis gas production facility, the flue gas recirculation line and the carbon dioxide discharge line of the separation facility for separating carbon dioxide from the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production facility being connected either directly to one of the at least one carbon dioxide supply line of the synthesis gas production facility or to the Flue gas recirculation line and the discharge line for carbon dioxide of the separating device for separating carbon dioxide from the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production device are connected to a carbon dioxide compression device that has a discharge line that is connected to one of the at least one supply line for carbon dioxide of the synthesis gas production device, the plant also having an electrolysis device for separating water into hydrogen and oxygen, wob ei the electrolysis device a water supply line, an oxygen discharge line and a hydrogen discharge line and wherein a line leads from the oxygen discharge line into the oxygen-containing gas supply line to the synthesis gas production facility.
  • the oxygen-containing gas required for burning the fuel in the heat generation section of the synthesis gas production device is covered by oxygen produced in the electrolysis device.
  • the proportion of air used as combustion gas can be significantly reduced or even reduced to zero, namely by the oxygen produced by the water electrolysis, which is operated exclusively with electrical energy. Due to the reduced amount of air in the mixture of fuel, oxygen and air, the gas volume to be heated to the combustion temperature in the heat generation section of the synthesis gas production facility is significantly reduced because the nitrogen content (about 79% of the air) is substituted by the oxygen originating from the electrolysis proportion of air is omitted.
  • a significant part of the oxygen-containing gas required to burn the fuel in the heat generation section of the synthesis gas production facility and preferably also the hydrogen required to set the desired hydrogen-to-carbon monoxide ratio in the raw synthesis gas is produced solely by electrical energy by means of water electrolysis.
  • a further particular advantage of the system according to the invention and the method according to the invention is that the water required for the electrolysis can be produced from the waste water produced when carrying out the method according to the invention in the system according to the invention, as is explained further below in relation to particularly preferred embodiments of the The present invention is described, and as a result the use of fresh water can be dispensed with completely or at least as far as possible.
  • the system according to the invention and the method according to the invention make it possible to significantly reduce the amount of unused exhaust gases and waste water, since the process gases and the waste water in the individual parts of the plant, such as in the electrolysis device, can and are reused.
  • biomethane or synthetic methane produced from green input materials is used as methane, and green electricity in particular is used as electrical energy.
  • methane from any other source can also be used and in particular any methane-containing gas mixture, such as biogas, can be used, which preferably contains 30 to 70% by volume of methane and 70 to 30% by volume of carbon dioxide and particularly preferably 40 to 60% by volume methane and 60 to 40% by volume carbon dioxide, such as about 50% by volume methane and about 50% by volume carbon dioxide. Consequently, the method according to the invention conserves resources, since natural and fossil raw materials such as crude oil, natural gas and the like are not required.
  • the present invention enables the complete conversion of methane, carbon dioxide occurring in the process and water by means of electrical energy to synthetic fuels via fully integrated process units while avoiding any carbon dioxide emissions, without significant continuous amounts of exhaust gas and at most a minimized waste water flow to synthetic fuels such as jet fuel.
  • Diesel and/or petroleum for example kerosene (SAF - 'Sustainable Aviation Fuet'), petroleum and/or light petroleum.
  • the method according to the invention is characterized by a comparatively low energy requirement. All of this is achieved through the synergistic interaction of the electrolysis device and the flue gas treatment in accordance with system features ei) and e2).
  • the separating device b) is designed to separate carbon dioxide from the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production device
  • the Fischer-Tropsch device c) is designed to produce hydrocarbons by a Fischer-Tropsch process from the synthesis gas from which in the separating device b) Carbon dioxide was separated, designed
  • the refining facility d) is designed to refine the hydrocarbons produced in the Fischer-Tropsch facility c) into synthetic fuels.
  • the separation device b) for separating carbon dioxide is connected to the synthesis gas production device a) via the discharge line for raw synthesis gas of the synthesis gas production device a), which is a Fischer-Tropsch device c) for the production of hydrocarbons by a Fischer-Tropsch process to the separation device b) via a synthesis gas feed line and the refining device d) is connected to the Fischer-Tropsch device d) via a hydrocarbon feed line.
  • the core of the present invention is the synergistic interaction of the flue gas treatment according to the system features ei) or e2) and the electrolysis device. For this it is essential to separate all the carbon dioxide that occurs during the operation of the plant according to the invention or during the implementation of the method according to the invention and to return it to the synthesis gas production facility, i.e. not only to separate the carbon dioxide remaining in the reaction product of the synthesis gas production facility, i.e.
  • the flue gas produced in the synthesis gas production facility - to provide the heat required for the strongly endothermic reaction by burning - either completely returned to the synthesis gas production facility and/or to separate the carbon dioxide contained therein from the flue gas and then to transfer the separated carbon dioxide to the Attributed to synthesis gas production facility. It is therefore very particularly preferred according to the present invention that the system does not have a carbon dioxide discharge line or that no carbon dioxide is discharged during operation of the system.
  • the method according to the invention therefore very particularly preferably has a completely neutral carbon dioxide balance.
  • An essential part of the plant according to the invention is the synthesis gas production device b) for the production of a carbon monoxide, hydrogen and carbon dioxide-comprising raw synthesis gas from methane, water and carbon dioxide.
  • production of a raw synthesis gas comprising carbon monoxide, hydrogen and carbon dioxide from methane, water and carbon dioxide means that the starting gas mixture contains methane, water and carbon dioxide, but can also contain other components.
  • biogas can be used as a methane source, which contains 30 to 70% by volume of methane and 70 to 30% by volume of carbon dioxide and preferably 40 to 60% by volume of methane and 60 to 40% by volume of carbon dioxide, such as 50% by volume % methane and about 50% by volume carbon dioxide.
  • the supply line for methane accordingly designates a supply line for a methane-containing gas, which can be biogas or pure methane, for example.
  • the synthesis gas production facility b) is preferably a dry reformer.
  • the dry reformer preferably contains a nickel oxide catalyst and can be operated at a pressure of from 10 to 50 bar and a temperature of from 700 to 1,200.degree.
  • a dry reformer can also process carbon dioxide, with these reactions being very strongly endothermic.
  • the dry reformer therefore requires appropriate heating in order to provide the energy or heat required for the endothermic reaction, which according to the invention is preferably achieved by burning fuel with an oxygen-containing gas, which is oxygen from the electrolysis and possibly air or another suitable gas is composed is achieved.
  • the fuel required for this purpose is provided completely or at least almost completely by exhaust gases or combustible gases and synthetic fuel generated during operation of the system, ie to manage without or at least almost without external fuel.
  • the methane fed to the dry reformer can be freed from sulfur impurities beforehand, for example in a hydrogenation plant using hydrogen.
  • the Fischer-Tropsch device or the refining device and particularly preferably the Fischer-Tropsch device and the refining device each have a gas discharge line which is/are connected to the supply line for fuel of the synthesis gas production device in order to so to use the waste gases produced in the Fischer-Tropsch reaction and in refining, which have a calorific value, as fuel or combustible gas for heating the synthesis gas production facility.
  • the refining facility has one or more synthetic fuel product discharge lines, wherein at least one of the one or more synthetic fuel product discharge lines is connected via a return line to the fuel supply line of the synthesis gas production facility, so that part of the fuel produced in the refining facility synthetic fuel, such as light gasoline in particular, can be conducted as fuel in the heat generation section of the synthesis gas production facility.
  • the required residual amount of energy or heat can flow through Supplying a corresponding amount of synthetic fuel produced in the plant, such as light petrol in particular, are generated in order to be able to dispense with the supply of external fuel.
  • the refining facility may have a kerosene (SAF) product discharge line, a naphtha product discharge line, and a light naphtha product discharge line, with the return line being derived from one or more of these product discharge lines and preferably the product discharge line for mineral spirits into the fuel supply line of the syngas production facility.
  • SAF kerosene
  • the plant comprises a control device which controls the amount of synthetic fuel fed into the heat generation section of the synthesis gas production device as fuel in such a way that no external fuel has to be supplied to the synthesis gas production device and preferably to the entire plant .
  • the synthesis gas production device which is preferably designed as a dry reformer, comprises one or more tube bundle reactors, with the tubes of each tube bundle reactor forming the reaction section and the area outside the tubes forming the heat generation section.
  • the educts methane, steam and carbon dioxide can be heated quickly, evenly and effectively to the temperature required for generating the raw synthesis gas in a structurally simple manner.
  • One or more suitable nickel oxide catalysts are arranged in the tubes, such as SYNSPIRETM G1-110 (BASF catalyst).
  • the educts in the tubes of the dry reformer are heated by the combustion of the fuel in the heat generation section of the dry reformer, preferably at 10 to 50 bar, particularly preferably 20 to 40 bar, such as about 30 bar, to 700 to 1,200° C. particularly preferably 800 to 1100°C, more preferably 900 to 950°C, such as about 930°C.
  • the conversion of the carbon dioxide in the dry reformer with methane and steam reaches only a maximum of 50% in practice, even under optimal conditions, so that the carbon dioxide concentration in the raw synthesis gas produced is about 30% by volume.
  • Hydrogen is required for the iso-hydrocracker reactor preferably contained in the refining device and for the hydrogen stripper preferably also contained therein.
  • a line preferably leads from the hydrogen discharge line of the electrolysis device to the Fischer-Tropsch device and/or a line to the refining device.
  • a line preferably leads from the hydrogen discharge line of the electrolysis device to the Fischer-Tropsch device and a line to the refining device and preferably also a line to the synthesis gas compression device.
  • the electrolytic device preferably comprises one or more solid oxide electrolytic cells, one or more polymer electrolyte membrane electrolytic cells and/or one or more alkaline electrolytic cells.
  • hydrogen is produced by alkaline low-temperature, high-pressure water electrolysis.
  • the synthesis gas production device comprises a hydrogen supply line which is preferably connected to the hydrogen discharge line of the electrolysis device.
  • hydrogen can be supplied to the synthesis gas production device during operation of the plant according to the invention and the H2/CO molar ratio of the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production device can thereby be adjusted.
  • the plant comprises a control device which controls the amount of hydrogen fed into the synthesis gas production facility in such a way that the H2/CO molar ratio in the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production facility is 1.13 to 1.80 and preferably 1 1.15 to 1.50, such as 1.17, 1.39 or 1.43.
  • the dry reformer operates with a H2/CO molar ratio of about 1.13. With a larger H2/CO molar ratio, however, the carbon dioxide requirement of the dry reformer decreases. In order to balance the amount of carbon dioxide present from separating the carbon dioxide from the flue gas and from the raw synthesis gas against the necessary requirement, it is preferred according to the invention to set the molar ratio (H 2 /CO) to the existing amount of separated CO 2 .
  • the system includes a complete water desalination device in which fresh water is desalinated and degassed in such a way that the water produced has a sufficiently high purity for the electrolysis of water.
  • the complete water desalination device therefore preferably comprises a fresh water supply line and/or preferably a supply line for waste water produced in the plant, which has particularly preferably previously been cleaned of hydrocarbons, and a discharge line for desalinated water, the discharge line for desalinated water being connected to the water supply line of the electrolysis device.
  • the full desalination device preferably has one or more initial and cation exchangers and a membrane device for degassing.
  • a membrane device for degassing During degassing, carbon dioxide and oxygen are separated from the water.
  • the regeneration of the initial and cation exchangers is preferably carried out using caustic soda or hydrochloric acid.
  • the resulting waste water has approximately 6 times the ion concentration of the water before it is fed into the desalination facility and can be fed to a municipal waste water plant as neutral waste water due to the simultaneous regeneration of the pre- and cation exchanger.
  • the system includes a water purification device in which the process water occurring in the system is cleaned in such a way that it can be circulated. This reduces the fresh water requirement of the system to a minimum.
  • the plant preferably has a water supply line leading from the refining facility to the water purification facility and/or a water supply line leading from the Fischer-Tropsch facility to the water purification facility and/or a water supply line leading from the synthesis gas production facility to the water purification facility and/or a water supply line leading from the Carbon dioxide compression device leading to the water purification device water supply line respectively for cleaning process water occurring therein.
  • the plant preferably has a water supply line leading from the refining facility to the water purification facility and a water supply line leading from the Fischer-Tropsch facility to the water purification facility and a water supply line leading from the synthesis gas production facility to the water purification facility and preferably also one from the carbon dioxide compression facility to the water purification facility leading water supply line respectively for cleaning process water occurring therein.
  • the water purification device can have, for example, one or more steam stripping units in which at least 95% of all hydrocarbons can be separated by steam stripping.
  • the water purification device comprises an anaerobic reactor.
  • an anaerobic water purification reactor the water to be purified is brought into contact with anaerobic microorganisms, which primarily break down the organic impurities contained in the water into carbon dioxide and methane.
  • anaerobic water purification does not require oxygen to be introduced into the bioreactor, which requires a great deal of energy.
  • the reactors for anaerobic water purification are divided into contact sludge reactors, UASB reactors, EGSB reactors, fixed bed reactors and fluidized bed reactors. While the microorganisms in fixed-bed reactors adhere to stationary carrier materials and the microorganisms in fluidized-bed reactors to small, freely movable carrier material, the microorganisms in UASB and EGSB reactors are used in the form of so-called pellets.
  • a particular advantage of using an anaerobic reactor as a water purification device in the plant according to the invention is that the process wastewater from the Fischer-Tropsch synthesis contains a wide variety of hydrocarbons, such as alcohols, aldehydes, carboxylic acids and the like, which cannot be removed via other water purification processes, such as a steam stripper , can be removed. Consequently, the water purification by an anaerobic reactor allows the water to be purified in such a way that it can be used in the plant, possibly after desalination in the preferred full water desalination device, for example in the electrolysis device. In addition, the water cleaned and desalinated/degassed in this way can be used as boiler storage water.
  • hydrocarbons such as alcohols, aldehydes, carboxylic acids and the like
  • the biogas formed in the anaerobic reactor of the water purification facility which consists primarily of carbon dioxide and methane, can be routed via a gas return line from the water purification facility to the heat generation section of the syngas production facility, where it acts as a fuel.
  • the water purification device is preferably connected to the water demineralization device via a line, so that water cleaned in the water purification device can be fed into the water demineralization device. In this way, the amount of desalinated and degassed water can be flexibly adapted to the needs, especially for the electrolysis device.
  • the water purification device is connected directly or indirectly to the supply line for water of the synthesis gas production device in order to be able to supply purified process water as educt to the synthesis gas production device.
  • an evaporation device is preferably connected downstream of the water purification device, with the evaporation device being connected to the water purification device via a line and to the supply line for water of the synthesis gas production device for supplying water in the form of steam to the synthesis gas production device.
  • the plant comprises a control device which controls the amount of water purified in the water purification device fed into the reaction section of the synthesis gas production device in such a way that no fresh water is fed to the synthesis gas production device got to. This contributes to minimizing the fresh water requirement when operating the system according to the invention.
  • the plant according to the invention also has a methane steam reformer as a second synthesis gas production device for producing a raw synthesis gas comprising hydrogen and carbon monoxide from methane, water and hydrogen.
  • the methane steam reformer is preferably connected in parallel to the (first) synthesis gas production facility, which is particularly preferably designed as a dry reformer, with the raw synthesis gases produced in the two synthesis gas production facilities being mixed with one another before the raw synthesis gas mixture produced in this way is sent to the separation facility for separating carbon dioxide from the raw synthesis gas is supplied.
  • An advantage of this embodiment is that the methane steam reformer yields raw syngas with a higher H2/CO molar ratio than the dry reformer.
  • the raw synthesis gas mixture of the raw synthesis gas produced in the dry reformer and the raw synthesis gas produced in the methane steam reformer has a higher H2/CO molar ratio than the raw synthesis gas produced in the dry reformer, so that in this embodiment with the combined use of a dry reformer and a Methane-steam reformers require less hydrogen or no hydrogen from the electrolysis device to set the desired H2/CO molar ratio in the raw synthesis gas fed to the separating device than when the dry reformer is used alone.
  • the methane steam reformer preferably has a hydrogen supply line, a methane supply line, a water (steam) supply line, a discharge line for raw synthesis gas and a discharge line for water, the hydrogen supply line being connected to the hydrogen discharge line of the electrolysis device, the discharge line for raw synthesis gas being connected to the discharge line for raw synthesis gas is connected to the (first) synthesis gas production facility and preferably the discharge line for water is connected to the water purification device.
  • the methane steam reformer is preferably completely electrically heated solely by means of induction, ie no carbon dioxide is emitted as a result of the inductive heating of the methane steam reformer.
  • the methane steam reformer is preferably operable at low to moderate pressures of 1 to 20 bar, such as 10 to 15 bar, and reaction temperatures of up to 1,500° C., such as 1,000 to 1,200° C., in order to achieve a high yield To achieve synthesis gas (H2/CO) with the lowest possible carbon dioxide content.
  • the carbon dioxide quantities from the heating of the dry reformer and from the process of the methane steam reformer are completely returned to the dry reformer, so that a completely carbon dioxide emission-free plant operation is possible.
  • a ratio between the dry reformer and the methane steam reformer of 30 to 60% to 40 to 65% is preferred.
  • an H2/CO ratio in the raw synthesis gas produced in the dry reformer of 1.13 to 1.80 and preferably from 1.15 to 1.20, such as 1.17, and an H2/CO ratio in that raw synthesis gas produced in the methane steam reformer from 3.20 to 3.60 adjusted as 3.43.
  • the ratio between the dry reformer and the methane-steam reformer is preferably adjusted via the amount of methane added to the methane-steam reformer, with the H2/CO ratio in the dry reformer being adjusted via the amount of carbon dioxide supplied and the H2/CO ratio in the methane-steam reformer via the amount of steam supplied takes place.
  • the corresponding separation device b) has an amine scrubber for separating carbon dioxide from the raw synthesis gas by absorption.
  • the amine scrubber carbon dioxide is removed from the raw synthesis gas by absorption with at least one absorbent, which preferably consists of an amine compound such as monoethanolamine and/or diglycolamine and water, is separated and then returned directly or indirectly (e.g. via a desorber and a compressor) to the synthesis gas production facility.
  • the separating device b) is followed by a compression device for compressing the synthesis gas to the pressure required in the Fischer-Tropsch synthesis, the compression device being connected to the separating device via a line and to the Fischer-Tropsch -Device is connected via a synthesis gas supply line.
  • the remaining synthesis gas is compressed to the pressure required in the Fischer-Tropsch synthesis before the synthesis gas compressed in this way is fed to the Fischer-Tropsch device.
  • the synthesis gas fed to the Fischer-Tropsch device preferably contains 80 to 90% by mass of carbon monoxide and 10 to 15% by mass of hydrogen.
  • Hydrogen is preferably fed to the compression device in order to adjust the HiVCO mole ratio of the synthesis gas fed to the Fischer-Tropsch device to an optimum value.
  • the compression device preferably has a hydrogen supply line which is connected to the electrolysis device.
  • the synthesis gas in the compression device is compressed to 30 to 60 bar, preferably 40 to 50 bar, such as about 45 bar, and adjusted to a temperature of 100 to 140°C, preferably 110 to 130°C, such as about 120°C .
  • the synthesis gas is preferably also cleaned by means of adsorbents in a 3-stage process for cleaning off halogen, oxygen and sulfur compounds in the ppb range, which represent catalyst poisons for the Fischer-Tropsch synthesis.
  • the purification takes place in three consecutive stages for the halogen, oxygen and sulfur separation in appropriate fixed-bed filters. actors.
  • An activated carbon bed serves as an additional safety filter.
  • the synthesis gas is fed to the fine cleaning system at a pressure of approx. 45 bar and a temperature of approx. 120°C.
  • An alumina/sodium oxide adsorbent acts as a halogen scavenger.
  • the synthesis gas freed from halogen is further heated under temperature control to the operating temperatures of the downstream reactors of 140 to 150°C. This heating takes place by applying medium-pressure steam to the synthesis gas preheater.
  • An alumina/palladium oxide adsorbent is used in the oxygen purge reactor and acts as an oxygen scavenger.
  • the synthesis gas which is still contaminated with traces of sulfur compounds, flows through different adsorbent layers in the sulfur discharge reactor, namely first a layer with a zinc oxide/aluminum oxide/sodium oxide adsorbent, in which the main desulfurization takes place, and then a further safety layer with zinc oxide/copper oxide adsorbent, in which optionally residual sulfur is bound.
  • An additional activated carbon bed serves as a further filter for further impurities.
  • the system comprises a control device which controls the amount of hydrogen fed into the compression device in such a way that the H2/CO molar ratio in the synthesis gas discharged from the compression device, which is fed to the Fischer-Tropsch device via the synthesis gas feed line, is more than 2.0.
  • the synthesis gas is then converted into hydrocarbons in the Fischer-Tropsch facility.
  • the Fischer-Tropsch synthesis is preferably carried out in a reactor with a catalyst at a temperature of from 170 to 270°C, preferably from 190 to 250°C and most preferably from 210 to 230°C, such as 220°C.
  • Particularly suitable catalysts are those selected from the group consisting of cobalt catalysts, such as preferably Co/MMT (Mont- morillonite) or C0/S1O2.
  • the Fischer-Tropsch synthesis is preferably carried out in one or more tube bundle apparatus, the catalyst being located in the tubes, whereas the cooling medium, preferably boiler feed water, is conducted in the jacket space.
  • the Fischer-Tropsch device preferably comprises one or two reactors in order to be able to carry out the Fischer-Tropsch synthesis in one or two stages.
  • the Fischer-Tropsch synthesis is preferably carried out in one stage.
  • the Fischer-Tropsch synthesis is carried out at a pressure of 25 to 35 bar or preferably also at a higher pressure of, for example, 45 bar. The higher the pressure, the smaller the reactors can be built.
  • the Fischer-Tropsch synthesis is preferably carried out in such a way that a carbon monoxide conversion of 92% or more is achieved.
  • condensates and waxes are obtained as liquid products, which are fed to the downstream refining facility.
  • the cooling of the very strong exothermic process of the Fischer-Tropsch synthesis takes place via boiler feed water, which is conducted via a corresponding line from the water demineralization device and/or the water purification device and preferably from the water demineralization device into the Fischer-Tropsch device and is evaporated to cool the reactors .
  • At least a large part of the vapor produced in the Fischer-Tropsch synthesis is preferably fed via a steam return line to the synthesis gas production device.
  • the excess steam from the Fischer-Tropsch facility is preferably used for heating in the other plant units, so that no external steam is required.
  • the products of the Fischer-Tropsch synthesis are refined into synthetic fuels, in particular aircraft turbine fuel (kerosene), diesel and/or naphtha, such as kerosene (SAF - "Sustainable Aviation Fuet”), naphtha and/or light naphtha.
  • kerosene aircraft turbine fuel
  • SAF - "Sustainable Aviation Fuet” kerosene
  • naphtha and/or light naphtha.
  • the refining facility comprises one or more iso-hydrocracker reactors, preferably with a noble metal catalyst, such as preferably a platinum or palladium catalyst.
  • a noble metal catalyst such as preferably a platinum or palladium catalyst.
  • noble metal catalysts that do not require sulfidation, as this avoids contamination of the reaction products with sulphur-containing components, which in turn allows the process gas produced during iso-hydrocracking, as well as the steam produced, to be recycled to the heat generation section of the syngas production facility.
  • Iso-hydrocracking is a catalytic reaction in which, in particular, long-chain paraffinic hydrocarbons are produced into short-chain isomers with improved cold properties for the production of kerosene.
  • the catalytic reaction preferably takes place in bed reactors which are cooled with hydrogen to ensure the maximum bed temperature. For example, these are operated at a pressure of at least 70 bar.
  • the refining facility comprises one or more hydrogen strippers for separating light hydrocarbons (namely C 1 to C 4 hydrocarbons).
  • the refining facility includes preferably one or more distillation columns for separating the synthetic fuels into individual fractions such as jet fuel and diesel, jet fuel and naphtha, jet fuel, naphtha and diesel, or the like.
  • the hydrogen required for the operation of the iso-hydrocracker reactor and for the hydrogen stripper is fed to the refining device, as described above, preferably from the electrolysis device.
  • the process water generated in the Fischer-Tropsch synthesis which has a high proportion of hydrocarbons, such as alcohols, aldehydes, carboxylic acids etc. in particular, with a chemical oxygen demand (COD) of approx. 40,000 mg/l, is preferred for the water purification device fed in to be cleaned there so that it can be circulated as process water.
  • hydrocarbons such as alcohols, aldehydes, carboxylic acids etc.
  • COD chemical oxygen demand
  • the system according to the invention also includes a methanation device for converting carbon dioxide and hydrogen into methane and water.
  • the methanation device preferably has a carbon dioxide supply line, a hydrogen supply line, which is preferably connected to the hydrogen discharge line of the electrolysis device, a methane discharge line and a water discharge line, the methane discharge line being connected to the methane supply line of the synthesis gas production device and preferably the water discharge line of the methanation device being connected to the water purification device .
  • a partial line can also lead from the methane discharge line into the supply line for fuel in the synthesis gas production facility.
  • the for the (first) synthesis gas production device which is particularly preferably a dry reformer
  • the methane required can be generated inexpensively in the plant itself and does not have to be supplied from an external source.
  • the reaction is very highly exothermic and also produces significant amounts of low and medium pressure steam which can be used in the plant.
  • the system concept according to the invention makes it possible to integrate a methanation device into the system without any problems, especially since the water produced during the methanation can be cleaned in the preferred water treatment device and thus fully desalinated in the preferred full desalination device and thus reused as starting material in the electrolysis or as boiler feed water can be.
  • the methanation device is preferably a tube bundle reactor equipped with a nickel catalyst.
  • the plant has a separating device ei) for separating carbon dioxide from the flue gas discharged from the synthesis gas production device via the discharge line for flue gas.
  • the separation device preferably comprises an amine scrubber for separating carbon dioxide from the flue gas, with carbon dioxide being separated from the raw synthesis gas in the amine scrubber by absorption with at least one absorbent, which preferably consists of one or more amine compounds. The carbon dioxide separated off in this way can be fed directly to the synthesis gas production facility.
  • the carbon dioxide separated in this way from the separating device - particularly preferably together with the carbon dioxide separated from the raw synthesis gas in the separating device b) - is first fed via a corresponding line to a carbon dioxide compression device, in which the carbon dioxide is compressed to a pressure of 25 to 40 bar and preferably from 30 to 35 bar before the carbon dioxide gas thus compressed is recycled to the synthesis gas production facility.
  • the flue gas produced in the synthesis gas production facility is completely returned—directly or indirectly—to the synthesis gas production facility.
  • This embodiment is particularly useful when the heat generation section of the synthesis gas production device is supplied exclusively or at least primarily with oxygen from the electrolysis via the supply line for oxygen-containing gas, so that the flue gas does not contain any inert gases, such as nitrogen in particular, as is the case would be if air would be supplied for the .
  • the plant preferably has a flue gas recirculation line connected to the flue gas discharge line of the synthesis gas production facility, the flue gas recirculation line—and particularly preferably also the carbon dioxide discharge line of the separating device b) for separating carbon dioxide from the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production facility—either directly with one of the at least one supply line for carbon dioxide of the synthesis gas production device are connected, or both lines are first fed to a carbon dioxide compression device in which the carbon dioxide is compressed to the pressure described above as preferred before the carbon dioxide gas compressed in this way is returned to the synthesis gas production device.
  • the two aforementioned embodiments are combined, ie part of the flue gas is fed into a separator for separating carbon dioxide, in which the carbon dioxide is separated from the flue gas, whereas the rest of the flue gas without carbon dioxide separation together with the carbon dioxide separated off in the two separating devices is returned directly to the synthesis gas production device or is first fed to a carbon dioxide compression device in which the gas mixture is compressed to the pressure described above as being preferred before the gas mixture compressed in this way is returned to the synthesis gas production device.
  • This embodiment is also particularly useful if the heat generation section of the synthesis gas production facility is supplied exclusively or at least primarily with oxygen from the electrolysis via the supply line for oxygen-containing gas, so that the flue gas does not contain any inert gases, such as nitrogen in particular, as is required by the Case would be if air would be supplied for that.
  • Another subject matter of the present patent application is a method for producing synthetic fuels, in particular jet turbine fuel (kerosene), naphtha and/or diesel, which is carried out in a previously described plant.
  • synthetic fuels in particular jet turbine fuel (kerosene), naphtha and/or diesel
  • the process according to the invention can be operated without removing carbon dioxide or without emitting carbon dioxide. For this reason it is preferred that no carbon dioxide is discharged in the process.
  • gas generated in the Fischer-Tropsch device, gas generated in the refining device and part of the synthetic fuels produced in the refining device are fed as fuel into the heat generation section of the synthesis gas production device, with the method preferably is controlled in such a way that no external fuel has to or is supplied to the synthesis gas production facility and preferably to the entire plant.
  • the system includes an electrolysis device for separating water into hydrogen and oxygen.
  • at least part of the hydrogen produced in the electrolysis device can be fed to the reaction section of the synthesis gas production facility for desulfurization of the biomethane and in particular also for adjusting the H2/CO molar ratio in the raw synthesis gas produced in the reaction section in the synthesis gas production facility.
  • the H2/CO molar ratio in the raw synthesis gas produced in the synthesis gas production facility is preferably set to 1.13 to 1.80 and preferably 1.15 to 1.50, such as 1.17, 1.39 and 1.43.
  • the separating device b) is followed by a compression device for compressing the gas to the pressure required in the Fischer-Tropsch synthesis, with part of the hydrogen produced in the electrolysis device being fed to the compression device, with the amount of in the hydrogen sent to the compressor is controlled such that the H2/CO molar ratio in the synthesis gas discharged from the compressor and fed to the Fischer-Tropsch device is greater than 2.0.
  • part of the hydrogen produced in the electrolysis device of the Fischer-Tropsch device for generating the required H2/CO ratio of more than 2.0 in the Fischer-Tropsch-Tropsch device part of the hydrogen produced in the electrolysis device is fed to the refining facility and part of the hydrogen produced in the electrolysis device is fed to the synthesis gas compression device.
  • At least part of the oxygen generated during the electrolysis is fed into the synthesis gas production facility.
  • Preferably 1 to 90% by volume, preferably 5 to 60% by volume, particularly preferably 10 to 50% by volume, very particularly preferably 20 to 40% by volume and most preferably 25 to 35% by volume of the oxygen required in the synthesis gas production facility is conducted from the electrolysis facility into the synthesis gas production facility.
  • the remainder of the oxygen required in the synthesis gas production facility is preferably supplied to the synthesis gas production facility in the form of air.
  • the plant comprises a water purification facility to which is supplied water produced by the refining facility therein, water produced therein by the Fischer-Tropsch facility, and water from the synthesis gas production facility, the amount being purified in the water purification facility Water is controlled so that it is at least sufficient to cover the entire water requirement of the synthesis gas production facility.
  • the water purification particularly preferably comprises at least one purification stage in an anaerobic reactor.
  • the biogas formed in the anaerobic reactor of the water purification facility which consists primarily of carbon dioxide and methane, can be conducted via a gas return line from the water purification facility into the heat generation section of the synthesis gas production facility in order to act as fuel in the heat generation section of the synthesis gas production facility.
  • the method is carried out in a system which includes a water demineralization device in which fresh water is desalinated and degassed in such a way that the water produced is one for the electrolysis of Water has sufficiently high purity.
  • the water in the desalination device is preferably purified to water with a conductivity of less than 20 pS/cm, preferably less than 10 pS/cm, particularly preferably less than 5 pS/cm and most preferably at most 2 gS/cm.
  • dry reforming be carried out in the synthesis gas production device, in which a nickel oxide catalyst is used.
  • the dry reforming is operated at a pressure of 10 to 50 bar and a temperature of 700 to 1,200°C.
  • the process also includes methane steam reforming.
  • methane steam reforming a raw synthesis gas comprising hydrogen and carbon monoxide is preferably produced from methane, water and hydrogen, with the methane steam reformer being supplied with water (steam), methane and hydrogen from the electrolysis device, and raw synthesis gas and water being supplied from the methane steam reformer are discharged, the raw synthesis gas being fed to the separating device and preferably the water being fed to the water purification device.
  • the methane steam reforming is preferably carried out at a pressure of 1 to 20 bar, preferably 5 to 15 bar and particularly preferably 10 to 15 bar and at a temperature of 800 to 1,500 C., preferably 900 to 1,300° C.
  • a nickel catalyst is used for the methane steam reforming and the methane steam reforming is supplied methane in an upstream hydrogenation to remove the sulfur components with hydrogen, which preferably comes from the electrolysis device, hydrogenated, the hydrogenated sulfur components from separated from the methane.
  • the syngas is preferably cooled by feedstock preheating and subsequent intermediate pressure steam generation. The steam produced can be used entirely as steam for the methane steam reformer in conjunction with the medium pressure steam from the dry reformer.
  • the ratio between the dry reformer and the methane steam reformer is adjusted to 30 to 60% to 40 to 65%, based on the methane input. It is also preferred if the raw synthesis gas produced in the dry reformer has an H2/CO ratio of 1.13 to 1.80 and preferably 1.15 to 1.20, such as 1.17, and that produced in the methane steam reformer Raw synthesis gas has a H2/CO ratio of 3.20 to 3.60, such as 3.43.
  • carbon dioxide and hydrogen supplied from the electrolysis device are converted into methane and water in a methanation device, the methane being fed to the synthesis gas production device and preferably the water being fed to the water purification device.
  • a tube bundle reactor equipped with a nickel catalyst is preferably used as the methanation device.
  • the methanation preferably takes place under a pressure of 10 to 50 bar and more preferably 30 to 40 bar, for example at about 35 bar, and at a temperature of 100 to 500° C., preferably 200 to 400° C. and particularly preferably from 250 to 350°C, such as from about 300°C.
  • the very strongly exothermic reaction is preferably cooled by means of boiler feed water in the shell space of the tube bundle reactor by evaporation to generate low and medium-pressure steam, which can be used in other parts of the plant.
  • the carbon dioxide conversion in the methanation is 80 to 85%, so that carbon dioxide remains in the product, but the (First) synthesis gas production facility or the dry reformer can be supplied without any problems.
  • a purge gas flow is derived as fuel gas from the Fischer-Tropsch device. This reliably prevents the accumulation of inert gases such as nitrogen and argon in the synthesis gas production facility and in the Fischer-Tropsch facility.
  • the refining facility produces jet fuel, naphtha and/or diesel, and preferably both jet fuel and naphtha.
  • jet fuel naphtha and/or diesel
  • kerosene SAF - "Sustainable Aviation Fuel”
  • crude petrol and light petrol are produced in the process according to the invention.
  • FIG. 1 shows a schematic view of a for the production of synthetic fuels according to an embodiment.
  • FIG. 2 shows a schematic view of a synthetic fuel production line according to another embodiment.
  • FIG. 3 shows a schematic view of a for the production of synthetic fuels according to a further embodiment.
  • the plant 10 shown in Figure 1 for the production of synthetic fuels includes: a) a synthesis gas production facility 12 for producing a raw synthesis gas comprising carbon monoxide, hydrogen and carbon dioxide from methane, water and carbon dioxide, the synthesis gas production facility 12 having at least one reaction section in which methane, water and carbon dioxide react to form the raw synthesis gas, and at least one heat generation section in which the heat required for the reaction of methane, water and carbon dioxide to form the raw synthesis gas is generated by burning fuel to form flue gas, the reaction section having a supply line 14 for methane, a supply line 16 for water, at least one supply line 18 for carbon dioxide and a discharge line 20 for raw synthesis gas and the heat generation section comprises a supply line 22 for fuel, a supply line 24 for oxygen-containing gas and a discharge line 26 for flue gas, b) a separator 28 for separating carbon dioxide from the in de r synthesis gas production device 12 with a discharge line 30 for carbon dioxide and a discharge line 32 for synthesis gas, c
  • the separating device 28 is followed by a synthesis gas compression device 43 for compressing the synthesis gas to the pressure required in the Fischer-Tropsch synthesis.
  • the synthesis gas compression device 43 is connected to the separating device 28 via the discharge line 32 for synthesis gas and to the Fischer-Tropsch device 34 via a synthesis gas feed line 44 .
  • the Fischer-Tropsch device 34 in turn is connected to the refining device 36 via the line 46, the refining device 36 having two product discharge lines 48', 48''.
  • a gas return line 50 leads from the Fischer-Tropsch device 34, a methane supply line 15 leads from the outside and a gas return line 52, a fuel return line 54 and a biogas return line 51 lead from the refining device 36 into the supply line 22 for fuel of the synthesis gas production device 12.
  • the system 10 also includes an electrolysis device 56 for generating hydrogen and oxygen from water, the electrolysis device 56 having a water supply line 58 , an oxygen discharge line 60 and a hydrogen discharge line 62 .
  • a line 63 leads from the hydrogen discharge line 62 to the synthesis gas production device 12, a line 64 to the Fischer-Tropsch device 34, a line 65 to the synthesis gas compression device 43 and a line 66 to the refining device 36.
  • From the Oxygen removal line 60 feeds an oxygen line 68 into the oxygen-containing gas feed line 24 of the syngas producer 12 and an oxygen product line 69 from the plant 10. Also feeding into the oxygen-containing gas feed line 24 of the syngas producer 12 is a combustion air feed line 25.
  • the system 10 includes a water desalination device 70 which has a fresh water supply line 72 and a discharge line 74 for fully desalinated water, the discharge line 74 for fully desalinated water being connected to the water supply line 58 of the electrolysis device 56 .
  • the system 10 includes a water purification device 76, in which process water occurring in the system is purified in such a way that it can be circulated.
  • the water purification device 76 includes an anaerobic reactor in which the water to be purified is brought into contact with anaerobic microorganisms, which break down the organic impurities contained in the water primarily into carbon dioxide and methane.
  • a process water supply line 78 coming from the Fischer-Tropsch facility 34, a process water supply line 80 coming from the refining facility 36, a process water supply line 81 coming from the carbon dioxide compression facility 42 and a process water supply line 82 coming from the synthesis gas production facility 12 lead to the water purification facility 76.
  • the system also includes 10 an evaporation device 84, the evaporation device 84 being connected to the water purification device 76 via a process water line 86.
  • the evaporation device 84 is connected to the supply line 16 for water vapor of the synthesis gas production device 12 via a line.
  • a process water line 88 leads from the water purification device 76 to the water demineralization device 70 and a biogas return line 51 to the heat generation waste Section of the synthesis gas production device 12 for the biogas formed in the anaerobic reactor of the water purification device 76, which consists primarily of carbon dioxide and methane, for example in a ratio of about 1:1.
  • the separating device 38 for separating off the flue gas of the plant 10 includes a supply line 27 for boiler feed water, a discharge line 41 for nitrogen and a process water discharge line 83 which opens into the water purification device 76 .
  • the water desalination device 70 also includes a supply line 71 for boiler condensate, a discharge line 73 for boiler feed water and a waste water discharge line 75 from the system 10.
  • the reaction section of the synthesis gas production device 12 is supplied with methane via the supply line 14, water (steam) via the supply line 16 and carbon dioxide via the supply line 18, which react in the reaction section of the synthesis gas production device 12 to form raw synthesis gas.
  • the energy or heat necessary for this highly endothermic reaction is generated by burning fuel in the heat generation section of the syngas manufacturing facility.
  • fuel is fed to the heat generation section of the synthesis gas production device 12 via the feed line 22 and an oxygen-containing gas is fed via the feed line 24 .
  • the fuel comes from waste gases or fuel produced in plant 10, namely from the waste gas from the Fischer-Tropsch facility 34, which is fed to the synthesis gas production facility 12 via the gas return line 50, from the waste gas from the refining facility 36, which is fed to the synthesis gas production facility 12 via the Gas return line 52 is supplied, from synthetic fuel (light petrol), which is fed to the synthesis gas production device 12 via the fuel return line 54, and from biogas, which is fed to the synthesis gas production device 12 via the biogas return line 51 from the water purification device 76.
  • the Combustion of the fuel in the heat generation section of the synthesis gas production device 12 takes place, for example, at 1.5 bar and a temperature of 1,100°C.
  • the raw synthesis gas generated in the reaction section of the synthesis gas production facility 12 is drawn off via the discharge line 20 and fed to the separation device 28, whereas the flue gas produced by combustion in the heat generation section of the synthesis gas production facility 12 is drawn off via the discharge line 26 and fed to the separation device 38.
  • the separating device 28 carbon dioxide is separated from the raw synthesis gas, which is conducted via the line 30 into the carbon dioxide compression device 42 .
  • carbon dioxide is separated from the flue gas in the separating device 38 and is conducted via the line 40 into the carbon dioxide compression device.
  • the carbon dioxide is compressed to, for example, 32.5 bar before the compressed carbon dioxide is fed back to the synthesis gas production device 12 via the line 18.
  • Carbon dioxide emissions can be dispensed with as a result of this procedure, since the carbon dioxide produced by the combustion of the fuel is used to replace the carbon dioxide consumed in the synthesis gas production. For this reason, the process according to the invention is carbon dioxide-neutral. In addition, as a result of this procedure, the supply of fuel from the outside can be dispensed with completely or at least almost completely.
  • the synthesis gas freed from carbon dioxide in the separating device 28 is fed via the line 32 to the synthesis gas compression device 43 , in which hydrogen is also fed in from the electrolysis device 56 via the line 65 .
  • the synthesis gas is compressed to 42.5 bar, for example, and adjusted to a temperature of 120.degree.
  • the synthesis gas is also cleaned with appropriate adsorbents, by means of which halogens, sulphur, nitrogen, oxygen, metals and other impurities are separated from the synthesis gas will.
  • the amount of hydrogen fed to syngas compressor 43 is controlled so that the H2/CO mole ratio of the syngas is greater than 2.0.
  • This synthesis gas is fed via line 44 into the Fischer-Tropsch device 34, in which the synthesis gas is converted into predominantly normal paraffinic hydrocarbons.
  • These hydrocarbons are sent via line 46 to refiner 36 where they are hydro-isomerized and hydrocracked (iso-hydrocracked) to produce synthetic feedstocks which are then separated in the hydrogen stripper and in the one or more distillation columns of refiner 36 be separated into the fractions of light petrol, petroleum and kerosene (SAF- "Sustainable Aviation Fuel'), from which petroleum and kerosene are removed via lines 48 (petrol) and 48' (kerosene) from system 10 and from which light petrol via the Fuel return line 54 and ultimately via the fuel supply line 22 of the synthesis gas production device 12 is supplied.
  • SAF- "Sustainable Aviation Fuel' from which petroleum and kerosene are removed via lines 48 (petrol) and 48' (kerosene) from system 10 and from which light petrol via the Fuel return line 54 and ultimately via the
  • Water occurring in the Fischer-Tropsch device 34, in the refining unit 36, in the carbon dioxide compression device 42, in the separating device 38 for carbon dioxide and in the synthesis gas production device 12 is conducted via the process water lines 78, 80, 81, 82, 83 into the waste water purification device 76 , in which the waste water is cleaned by anaerobic microorganisms.
  • a portion of the cleaned process water is fed via the process water line 86 to the evaporation device 84 in which the process water is completely vaporized, with the water vapor thus generated being fed to the synthesis gas production device 12 via the line 16 .
  • the other part of the cleaned process water is fed to the complete water desalination device 70 via the process water line 88 .
  • the pure water required for the electrolysis device 56 is produced by the complete desalination of fresh water and purified process water in the water demineralization device 70 and is fed to the electrolysis device 56 via the line 58 .
  • the hydrogen generated in the electrolysis device 56 is on the Lines 62, 63, 64, 65, 66 of the synthesis gas production device 12, the Fischer-Tropsch device 34, the synthesis gas compression device 43 and the refining device 36 are fed.
  • a portion of the oxygen produced in the electrolyzer 56 is conducted via line 68 together with air supplied via line 25 as an oxygen-containing gas into the heat generating section of the synthesis gas production facility 12, while the other part of the oxygen produced in the electrolyzer 56 is discharged via line 69 from the Appendix 10 is discharged.
  • the system 10 shown in FIG. 2 corresponds to that shown in FIG. 1, except that the system 10 shown in FIG. 2 additionally includes a methanation device 11 for converting hydrogen and carbon dioxide into methane and water.
  • the methanation device 11 has a carbon dioxide feed line 19, a hydrogen feed line 67, which is connected to the hydrogen discharge line 62 of the electrolysis device 56, a methane discharge line 17 and a water discharge line 87, the methane discharge line 17 being connected to the methane feed line 14 of the synthesis gas production device 12 and the Water discharge line 87 of the methanation device 11 is connected to the water purification device 76 .
  • a partial line 15' also leads from the methane discharge line 1722 into the supply line for fuel in the synthesis gas production facility 12.
  • the system 10 shown in Figure 3 corresponds to that shown in Figure 1, except that the system 10 shown in Figure 3 also has a methane steam reformer 31 as a second synthesis gas production device for producing a carbon monoxide and hydrogen-comprising raw synthesis gas from methane, water and hydrogen having.
  • the methane steam reformer 31 is preferably connected in parallel to the (first) synthesis gas production facility 12, which is designed as a dry reformer, with the raw synthesis gases produced in the two synthesis gas production facilities 12, 31 being mixed with one another before the raw synthesis gas mixture produced in this way is sent to the separating facility 28 for separating off Carbon dioxide is supplied from the raw synthesis gas.
  • the methane steam reformer 31 has a hydrogen supply line 61, a methane supply line 13, a water (steam) supply line 23, a discharge line 21 for raw synthesis gas and a discharge line 85 for process water, with the hydrogen supply line 61 being connected to the hydrogen discharge line 62 of the electrolysis device 56.
  • the discharge line 21 for raw synthesis gas is connected to the discharge line 20 for raw synthesis gas of the (first) synthesis gas production device 12 to the raw synthesis gas supply line 29 of the separating device 28 and the discharge line 85 for water is connected to the water purification device 76.
  • the methane steam reformer 31 can be completely electrically heated solely by means of induction, ie no carbon dioxide is emitted as a result of the inductive heating of the methane steam reformer 31 .
  • the methane steam reformer is operated at low to moderate pressures of 1 to 20 bar, such as 10 to 15 bar, and reaction temperatures of up to 1500°C, such as 1000 to 1200°C.
  • An advantage of this embodiment is that the methane steam reformer 31 produces a raw synthesis gas with a higher H2/CO molar ratio than the dry reformer 12.
  • the raw synthesis gas mixture of the raw synthesis gas produced in the dry reformer 12 and the raw synthesis gas produced in the methane steam reformer 31 has a higher H2/CO molar ratio than the raw synthesis gas produced in the dry reformer 12, so that in this embodiment - in comparison to the sole use of the dry reformer 12 - with the combined use of a dry reformer 12 and a methane steam reformer 31, no hydrogen from the electrolysis device 56 is required to set the desired H2/CO molar ratio in the raw synthesis gas fed to the separating device 28.
  • the system 10 also includes a discharge line 55 for fuel gases.
  • Electrolyzer 58 Water supply line of the electrolyzer 60 Oxygen discharge line of the electrolyzer 61 Hydrogen supply line to the methane steam reformer 62 Hydrogen discharge line of the electrolyzer

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Abstract

Eine Anlage zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff (Kerosin), Rohbenzin und/oder Diesel, umfasst: a) eine Synthesegasherstellungseinrichtung zur Herstellung eines Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid, wobei die Synthesegasherstellungseinrichtung mindestens einen Reaktionsabschnitt, in dem Methan, Wasser und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas reagieren, sowie mindestens einen Wärmeerzeugungsabschnitt aufweist, in dem durch Verbrennen von Brennstoff zu Rauchgas die zur Reaktion von Methan und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas notwendige Wärme erzeugt wird, b) eine Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas, c) eine Fischer-Tropsch-Einrichtung zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fischer-Tropsch-Verfahren aus dem Synthesegas, aus dem in der Trenneinrichtung Kohlendioxid abgetrennt wurde, und d) eine Raffinationseinrichtung zur Raffination der in der Fischer-Tropsch-Einrichtung hergestellten Kohlenwasserstoffe zu den synthetischen Kraftstoffen, wobei die Anlage ferner umfasst e1) eine Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung abgeführten Rauchgas und/oder e2) eine Rauchgasrückführleitung, welche mit dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist, wobei i) das aus dem Rauchgas abgetrennte Kohlendioxid bzw. das Rauchgas über die Rauchgasrückführleitung sowie ii) das dem Rohsynthesegas abgetrennte Kohlendioxid entweder der Synthesegasherstellungseinrichtung direkt zugeführt werden oder erst einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zugeführt und von dort der Synthesegasherstellungseinrichtung zugeführt werden, wobei die Anlage ferner eine Elektrolyseeinrichtung zur Auftrennung von Wasser in Wasserstoff und Sauerstoff umfasst, wobei die Elektrolyseeinrichtung eine Wasserzufuhrleitung, eine Sauerstoffabfuhrleitung und eine Wasserstoffabfuhrleitung aufweist, und, wobei von der Sauerstoffabfuhrleitung eine Leitung in die Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltenes Gas zur Synthesegasherstellungseinrichtung führt.

Description

Anlage und Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen ohne Kohlendioxidemission
Die vorliegende Erfindung betrifft eine Anlage sowie ein Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff, Diesel und/oder Rohbenzin.
Es gibt eine Reihe verschiedener Verfahren zur Herstellung von Kraftstoffen, wie Flugturbinenkraftstoff, Diesel, Rohbenzin oder dergleichen. Solche Verfahren basieren überwiegend auf der Aufbereitung von fossilen Rohstoffen, wie beispielsweise auf der Raffination von Erdöl, auf der Verflüssigung von Kohle oder auf der Synthese von Kraftstoffen aus Erdgas, Wasser und Sauerstoff. Die Synthese von Kraftstoffen aus Erdgas, Wasser und Sauerstoff wird auch als „gas-to-liquids“-Ver- fahren bezeichnet. Bei diesen Verfahren wird aus Erdgas, Wasser und Sauerstoff zunächst ein Wasserstoff und Kohlenmonoxid umfassendes Synthesegas hergestellt, welches dann in einer Fischer-Tropsch-Synthese zu Kohlenwasserstoffen umgewandelt wird, die vornehmlich aus langkettigen Normalparaffinen bestehen. Diese Kohlenwasserstoffe werden dann durch Cracken und Isomerisierung zu synthetischen Kraftstoffen umgesetzt.
Ein dazu ähnliches Verfahren ist die als „power-to-liquids“ bezeichnete Umwandlung von elektrischer Energie zu synthetischen Kraftstoffen. Hierzu werden Wasser und Kohlendioxid zu Synthesegas umgesetzt, welches dann ähnlich wie in den „gas-to-liquids“-Verfahren zu synthetischen Kraftstoffen weiterverarbeitet wird. Ein dazu alternatives, als „power- and biomass-to-liquids“ bezeichnetes Verfahren nutzt Biomasse, wie Biomethan und Biogas, oder synthetisches Methan als Kohlenstoffquelle zusätzlich zu Kohlendioxid aus der Luft bzw. aus Punktquellen und ersetzt damit vollständig fossile Kohlenstoffquellen, wie Erdöl oder Erdgas. Beispielsweise werden in einem derartigen Verfahren Methan, Wasser(dampf) und Kohlendioxid zu Synthesegas umgesetzt, welches dann ähnlich wie in den zuvor genannten Verfahren zu synthetischen Kraftstoffen weiterverarbeitet wird.
Ein wesentlicher Nachteil der vorgenannten Verfahren ist, dass erhebliche Mengen Kohlendioxid erzeugt und emittiert werden. Dies ist jedoch aus umweltpolitischen Gründen und insbesondere aus Klimaschutzgründen unerwünscht. Zudem werden bei diesen Verfahren größere Mengen an Frischwasser benötigt und große Mengen von Abwasser erzeugt. Wasser ist jedoch in der geforderten Reinheit ein teurer Rohstoff und größere Abwassermengen sind aus umweltpolitischen Gründen problematisch.
Ausgehend davon lag der vorliegenden Erfindung die Aufgabe zugrunde, eine Anlage und ein Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen bereitzustellen, welche(s) mit niedrigem Energiebedarf ohne Kohlendioxidemissionen oder, wenn überhaupt, mit minimalen Kohlendioxidemissionen betrieben werden kann, welches nur eine geringe Menge an Frischwasserzufuhr benötigt sowie mit geringfügigen Mengen an anfallendem Abwasser betrieben werden kann, und, welches dennoch zumindest nahezu ausschließlich mit elektrischer Energie und Biomasse betrieben werden kann.
Erfindungsgemäß wird diese Aufgabe gelöst durch eine Anlage gemäß dem Patentanspruch 1 und insbesondere durch eine Anlage zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff, Diesel und/oder Rohbenzin, welche umfasst: a) eine (erste) Synthesegashersteliungseinrichtung zur Herstellung eines Kohlenmonoxid, Wasserstoff und Kohlendioxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid, wobei die Synthesegasherstellungseinrichtung mindestens einen Reaktionsabschnitt, in dem Methan, Wasser und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas reagieren, sowie mindestens einen Wärmeerzeugungsabschnitt aufweist, in dem durch Verbrennen von Brennstoff zu Rauchgas die zur Reaktion von Methan und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas notwendige Wärme erzeugt wird, wobei der Reaktionsabschnitt eine Zufuhrleitung für Methan, eine Zufuhrleitung für Wasser, wenigstens eine Zufuhrleitung für Kohlendioxid sowie eine Abfuhrleitung für Rohsynthesegas umfasst und der Wärmeerzeugungsabschnitt eine Zufuhrleitung für Brennstoff, eine Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltendes Gas sowie eine Abfuhrleitung für Rauchgas umfasst, b) eine Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas mit einer Abfuhrleitung für Kohlendioxid und einer Abfuhrleitung für Synthesegas, c) eine Fischer-Tropsch-Einrichtung zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fischer-Tropsch-Verfahren aus dem Synthesegas, aus dem in der Trenneinrichtung Kohlendioxid abgetrennt wurde, und d) eine Raffinationseinrichtung zur Raffination der in der Fischer-Tropsch-Einrichtung hergestellten Kohlenwasserstoffe zu den synthetischen Kraftstoffen, wobei die Anlage ferner umfasst: ei) eine Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung abgeführten Rauchgas, wobei die Trenneinrichtung eine Abfuhrleitung für Kohlendioxid aufweist, wobei die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung ab- geführten Rauchgas sowie die Abfuhrieitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas entweder direkt mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden sind oder die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung abgeführten Rauchgas sowie die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas mit einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung verbunden sind, die eine Abfuhrleitung aufweist, die mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist, und/oder
Q2) eine mit der Abfuhrleitung für Rauchgas der Synthesegasherstellungseinrichtung verbundene Rauchgasrückführleitung, wobei die Rauchgasrückführleitung sowie die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas entweder direkt mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden sind oder die Rauchgasrückführleitung sowie die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas mit einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung verbunden sind, die eine Abfuhrleitung aufweist, die mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist, wobei die Anlage ferner eine Elektrolyseeinrichtung zur Auftrennung von Wasser in Wasserstoff und Sauerstoff umfasst, wobei die Elektrolyseeinrichtung eine Wasserzufuhrleitung, eine Sauerstoffabfuhrleitung und eine Wasserstoffabfuhrleitung aufweist, und, wobei von der Sauerstoffabfuhrleitung eine Leitung in die Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltenes Gas zur Synthesegasherstellungseinrichtung führt.
Indem in der erfindungsgemäßen Anlage und bei dem erfindungsgemäßen Verfahren nicht nur das in dem Reaktionsprodukt der Synthesegasherstellungseinrichtung, d.h. in dem Rohsynthesegas, verbleibende Kohlendioxid abgetrennt und in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird, sondern auch das in der Synthesegasherstellungseinrichtung - zum Bereitstellen der für die stark endotherme Reaktion notwendigen Wärme durch Verbrennen - erzeugte Rauchgas entweder vollständig in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird und/oder das darin enthaltende Kohlendioxid aus dem Rauchgas abgetrennt und dann das abgetrennte Kohlendioxid in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird, wird das gesamte Kohlendioxid in dem Prozess verwertet und wird eine Kohlendioxidemission zuverlässig vermieden. Zudem wird erfindungsgemäß zumindest ein Teil des zur Verbrennung des Brennstoffs in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung benötigten Sauerstoff enthaltenden Gases durch in der Elektrolyseeirichtung hergestellten Sauerstoff gedeckt. Damit kann der Anteil von Luft als Verbrennungsgas signifikant gesenkt oder gar auf null reduziert werden, und zwar durch den durch die mit ausschließlich elektrischer Energie betriebene Wasserelektrolyse hergestellten Sauerstoff. Durch die reduzierte Luftmenge in der Mischung aus Brennstoff, Sauerstoff und Luft wird das in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung auf die Verbrennungstemperatur zu erhitzende Gasvolumen erheblich verringert, weil der Stickstoffanteil (von ca. 79% der Luft) des durch den aus der Elektrolyse stammenden Sauerstoff substituierten Luftanteils wegfällt. Dies führt zu einer Verringerung des Bedarfs an Brennstoff, weil wesentlich geringere Heizleistungen bei gleicher Reaktionsenthalpie erbracht werden müssen, und somit zu einer Verringerung des Energiebedarfs der Anlage. Zudem führt dies zu einer Verringerung des Volumens an kohlendioxidhaltigem Rauchgas, das bei der Verbrennung entsteht. Dadurch wird nicht nur die Kohlendioxidmenge, die über das Rauchgas zirkuliert werden muss, verringert, weshalb auch die Kühlleistung für das Rauchgas wesentlich verringert werden kann, sondern insbesondere auch das Wasserstoff-zu-Kohlenmonoxid-Verhältnis in dem Rohsynthesegas erhöht. Dadurch wird die Menge an dem der Synthesegasherstellungseinrichtung zur Einstellung des gewünschten Wasserstoff-zu-Kohlenmonoxid-Verhältnisses in dem Rohsynthesegas zuzuführendem Wasserstoff, welcher vorzugsweise ebenfalls in der Elektrolyseeinrichtung erzeugt wird, verringert. Somit wird erfindungsgemäß ein signifikanter Teil des zur Verbrennung des Brennstoffs in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung benötigten Sauerstoff enthaltenden Gases sowie vorzugsweise auch der zur Einstellung des gewünschten Wasserstoff-zu-Kohlenmonoxid-Verhältnis in dem Rohsynthesegas benötigte Wasserstoff allein durch elektrische Energie mittels Wasserelektrolyse hergestellt. Dabei ist es prinzipiell möglich, den gesamten zur Verbrennung des Brennstoffs in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung benötigten Sauerstoff enthaltenden Gases allein durch Sauerstoff aus der Elektrolyseeirichtung zu decken, wobei aber bei großtechnischen Anlagen aus sicherheitstechnischen Gründen der Synthesegasherstellungseinrichtung auch noch ein gewisser Anteil Luft oder ein anderes geeignetes Gas, wie beispielsweise Kohlendioxid, zugeführt werden kann, damit der Saue rstoffge halt der Verbrennungsmischung und damit die Verbrennungstemperatur nicht zu hoch ist. Ein weiterer besonderer Vorteil der erfindungsgemäßen Anlage und des erfindungsgemäßen Verfahrens ist es, dass das für die Elektrolyse benötigte Wasser aus dem bei der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens in der erfindungsgemäßen Anlage anfallenden Abwasser erzeugt werden kann, wie dies weiter unten in Bezug auf besonders bevorzugte Ausführungsformen der vorliegenden Erfindung beschrieben wird, und dadurch auf den Einsatz von Frischwasser vollständig oder zumindest weitestgehend verzichtet werden kann. Abgesehen davon erlauben es die erfindungsgemäße Anlage und das erfindungsgemäße Verfahren, die Menge an ungenutzten Abgasen und Abwasser signifikant zu verringern, da die anfallen- den Prozessgase und das Abwasser in den einzelnen Anlagenteilen, wie beispielsweise in der Elektrolyseeinrichtung, wiederverwendet werden können und werden. Als Methan wird insbesondere Biomethan oder aus grünen Einsatzstoffen hergestelltes synthetisches Methan eingesetzt und als elektrische Energie insbesondere Ökostrom. Alternativ zu Biomethan kann auch Methan aus jeder anderen Quelle eingesetzt werden und insbesondere jedes Methan enthaltende Gasgemisch, wie beispielsweise Biogas eingesetzt werden, welches vorzugsweise 30 bis 70 Vol.-% Methan und 70 bis 30 Vo!.-% Kohlendioxid und besonders bevorzugt 40 bis 60 Vol.-% Methan und 60 bis 40 Vol.-% Kohlendioxid, wie etwa 50 Vol.-% Methan und etwa 50 Vol.-% Kohlendioxid, enthält. Mithin ist das erfindungsgemäBe Verfahren ressourcenschonend, da natürliche und fossile Rohstoffe, wie Erdöl, Erdgas und dergleichen, nicht benötigt werden. Insgesamt ermöglicht die vorliegende Erfindung die komplette Umwandlung von Methan, von im Verfahren anfallendem Kohlendioxid und von Wasser mittels elektrischer Energie zu synthetischen Kraftstoffe über voll integrierte Verfahrenseinheiten unter Vermeidung jeglicher Kohlendioxidemission, ohne nennenswerte kontinuierliche Abgasmengen und allenfalls einem minimierten Abwasserstrom zu synthetischen Kraftstoffen, wie Flugturbinenkraftstoff, Diesel und/oder Rohbenzin, zum Beispiel Kerosin (SAF- „Sustainable Aviation Fuet‘), Rohbenzin und/oder Leichtbenzin. Schließlich zeichnet sich das erfindungsgemäße Verfahren durch einen vergleichsweise geringen Energiebedarf aus. All dies wird durch das synergistische Zusammenwirken der Elektrolyseeinrichtung und der Rauchgasbehandlung gemäß den Anlagemerkmalen ei) bzw. e2) erreicht.
Erfindungsgemäß ist die Trenneinrichtung b) zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas ausgestaltet, ist die Fischer-Tropsch-Einrichtung c) zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fischer-Tropsch-Verfahren aus dem Synthesegas, aus dem in der Trenneinrichtung b) Kohlendioxid abgetrennt wurde, ausgestaltet, und ist die Raffinationseinrichtung d) zur Raffination der in der Fischer-Tropsch-Ein- richtung c) hergestellten Kohlenwasserstoffe zu den synthetischen Kraftstoffen ausgestaltet. Das heißt, die Trenneinrichtung b) zur Abtrennung von Kohlendioxid ist mit der Synthesegasherstellungseinrichtung a) über die Abfuhrleitung für Rohsynthesegas der Synthesegasherstellungseinrichtung a) verbunden, die Fischer- Tropsch-Einrichtung c) zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fi- scher-Tropsch-Verfahren ist mit der Trenneinrichtung b) über eine Zufuhrleitung für Synthesegas verbunden und die Raffinationseinrichtung d) ist mit der Fischer- Tropsch-Einrichtung d) über eine Zufuhrleitung für Kohlenwasserstoffe verbunden.
Wie vorstehend dargelegt, ist das synergistische Zusammenwirken der Rauchgasbehandlung gemäß den Anlagemerkmalen ei) bzw. e2) sowie der Elektrolyseeinrichtung Kern der vorliegenden Erfindung. Hierfür ist es wesentlich, sämtliches Kohlendioxid, welches während des Betriebes der erfindungsgemäßen Anlage bzw. während der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens anfällt abzutrennen und in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückzuführen, d.h. nicht nur das in dem Reaktionsprodukt der Synthesegasherstellungseinrichtung, d.h. in dem Rohsynthesegas, verbleibende Kohlendioxid abzutrennen, sondern insbesondere und vor allem auch das in der Synthesegasherstellungseinrichtung - zum Bereitstellen der für die stark endotherme Reaktion notwendigen Wärme durch Verbrennen - erzeugte Rauchgas entweder vollständig in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückzuführen und/oder das darin enthaltende Kohlendioxid aus dem Rauchgas abzutrennen und dann das abgetrennte Kohlendioxid in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückzuführen. Daher ist es gemäß der vorliegenden Erfindung ganz besonders bevorzugt, dass die Anlage keine Kohlendioxidabfuhrleitung aufweist bzw. beim Betrieb der Anlage kein Kohlendioxid abgeführt wird. Das erfindungsgemäße Verfahren weist mithin ganz besonders bevorzugt eine komplett neutrale Kohlendioxid-Bilanz auf. Ein wesentlicher Bestandteil der erfindungsgemäßen Anlage ist die Synthesegasherstellungseinrichtung b) zur Herstellung eines Kohlenmonoxids, Wasserstoff und Kohlendioxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid. Herstellung eines Kohlenmonoxids, Wasserstoff und Kohlendioxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid heißt in diesem Zusammenhang, dass die Ausgangsgasmischung Methan, Wasser und Kohlendioxid enthält, aber zusätzlich weitere Bestandteile enthalten kann. Insbesondere kann als Methanquelle Biogas eingesetzt werden, welches 30 bis 70 Vol.-% Methan und 70 bis 30 Vol.-% Kohlendioxid und bevorzugt 40 bis 60 Vol.-% Methan und 60 bis 40 Vol.-% Kohlendioxid, wie etwa 50 Vol.-% Methan und etwa 50 Vol.-% Kohlendioxid, enthält. Die Zufuhrleitung für Methan bezeichnet demnach eine Zufuhrleitung für ein Methan enthaltendes Gas, welches beispielsweise Biogas oder auch reines Methan sein kann. Vorzugsweise ist die Synthesegasherstellungseinrichtung b) ein Trockenreformer. Vorzugsweise enthält der Trockenreformer einen Nickeloxidkatalysator und ist bei einem Druck von 10 bis 50 bar und einer Temperatur von 700 bis 1.200°C betreibbar. Ein Trockenreformer kann neben Methan und Wasserdampf auch Kohlendioxid verarbeiten, wobei diese Reaktionen sehr stark endotherm sind. Daher benötigt der Trockenreformer eine entsprechende Beheizung, um die für die endotherme Reaktion notwendige Energie bzw. Wärme bereitzustellen, was erfindungsgemäß bevorzugt durch die Verbrennung von Brennstoff mit einem sauerstoffhaltigen Gas, welches aus der Elektrolyse stammenden Sauerstoff sowie ggf. aus Luft oder einem anderen geeigneten Gas zusammengesetzt ist, erreicht wird. Gemäß einer besonders bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist es vorgesehen, den hierzu benötigten Brennstoff vollständig oder zumindest nahezu vollständig durch während des Betriebs der Anlage erzeugte Abgase bzw. Brenngase und erzeugten synthetischen Kraftstoff bereitzustellen, d.h. ohne oder zumindest nahezu ohne externen Brennstoff auszukommen. Das dem Trockenreformer zugeführte Methan kann vorher beispielsweise in einer Hydrieranlage mittels Wasserstoff von Schwefelverunreinigungen befreit werden. Hierzu wird es in Weiterbildung des Erfindungsgedankens vorgeschlagen, dass die Fischer-Tropsch-Einrichtung oder die Raffinationseinrichtung sowie besonders bevorzugt die Fischer-Tropsch-Einrichtung und die Raffinationseinrichtung jeweils eine Gasabfuhrleitung aufweisen, welche mit der Zufuhrleitung für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist/sind, um so die bei der Fischer- Tropsch-Reaktion und bei der Raffination entstehende Abgase, die einen Brennwert aufweisen, als Brennstoff bzw. Brenngas zur Beheizung der Synthesegasherstellungseinrichtung zu verwenden.
Zudem ist es bevorzugt, dass die Raffinationseinrichtung ein oder mehrere Produktabfuhrleitungen für synthetische Kraftstoffe aufweist, wobei wenigstens eine der ein oder mehreren Produktabfuhrleitungen für synthetische Kraftstoffe über eine Rückführleitung mit der Zufuhrleitung für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist, so dass ein Teil des in der Raffinationseinrichtung erzeugten synthetischen Kraftstoffs, wie insbesondere Leichtbenzin, als Brennstoff in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet werden kann. Somit kann, wenn die in der Fischer-Tropsch-Einrichtung und in der Raffinationseinrichtung erzeugten Abgase in der Summe nicht genügend Brennwert aufweisen, um bei deren Verbrennung die für den Betrieb der Synthesegasherstellungseinrichtung benötige Wärme zu erzeugen, die benötigte Restmenge an Energie bzw. Wärme durch Zuleiten einer entsprechenden Menge von in der Anlage produziertem synthetischem Kraftstoff, wie insbesondere Leichtbenzin, erzeugt werden, um so auf die Zuführung externen Brennstoffs verzichten zu können.
Beispielsweise kann die Raffinationseinrichtung eine Produktabfuhrleitung für Kerosin (SAF), eine Produktabfuhrleitung für Rohbenzin und eine Produktabfuhrleitung für Leichtbenzin aufweisen, wobei die Rückführleitung von einer oder mehreren dieser Produktabfuhrleitungen und bevorzugt der Produktabfuhrleitung für Leichtbenzin in die Zufuhrleitung für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung führt.
Gemäß einer weiteren bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist es vorgesehen, dass die Anlage eine Steuereinrichtung umfasst, welche die Menge von in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung als Brennstoff geleiteten synthetischen Kraftstoff so steuert, dass der Synthesegasherstellungseinrichtung und bevorzugt der gesamten Anlage kein externer Brennstoff zugeführt werden muss.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass die Synthesegasherstellungseinrichtung, welche bevorzugt als Trockenreformer ausgestaltet ist, einen oder mehrere Rohrbündelreaktoren umfasst, wobei die Rohre jedes Rohrbündelreaktors den Reaktionsabschnitt ausbilden und der Bereich außerhalb der Rohre den Wärmeerzeugungsabschnitt ausbildet. Dadurch kann auf konstruktiv einfache Weise eine schnelle, gleichmäßige und effektive Erwärmung der Edukte Methan, Wasserdampf und Kohlendioxid auf die zur Erzeugung des Rohsynthesegases notwendige Temperatur erreicht werden. In den Rohren sind ein oder mehrere geeignete Nickeloxid-Katalysatoren angeordnet, wie beispielsweise SYNSPIRE™ G1-110 (BASF-Katalysator). Bei dem Betrieb der Anlage werden die Edukte in den Rohren des Trockenreformer durch die Verbrennung des Brennstoffes in dem Wärmeerzeugungsabschnitt des Trockenreformers vorzugsweise bei 10 bis 50 bar, besonders bevorzugt 20 bis 40 bar, wie beispielsweise etwa 30 bar, auf 700 bis 1.200°C, besonders bevorzugt 800 bis 1.100°C, weiter bevorzugt 900 bis 950°C, wie beispielsweise etwa 930°C, aufgeheizt. Der Umsatz des Kohlendioxids im Trockenreformer mit Methan und Wasserdampf erreicht auch unter optimalen Bedingungen in der Praxis nur maximal 50%, so dass die Kohlendioxidkonzentration in dem erzeugten Rohsynthesegas etwa 30 Vol.-% beträgt. Diese vergleichsweise hohe Kohlendioxidkonzentration würde die Fischer-Tropsch-Syn- these, in der Kohlendioxid ein Inertgas ist, stark belasten und das Kohlendioxid würde als Bestandteil des Abgases nach der Fischer-Tropsch-Synthese mit dem Abgas der Fischer-Tropsch-Einrichtung in den Trockenreformer zurückgeführt werden, wo es die Verbrennungseffizienz verringern und in das Rauchgas gelangen würde. Um all die damit verbundenen Nachteile zu vermeiden, wird das Kohlendioxid in der erfindungsgemäßen Anlage in der Trenneinrichtung b) aus dem Rohsynthesegas abgetrennt.
Für den in der Raffinationseinrichtung vorzugsweise enthaltenen Iso-Hydrocra- cker-Reaktor und für den darin vorzugsweise ebenfalls enthaltenen Wasserstoffstripper wird Wasserstoff benötigt. Hierfür wird es in Weiterbildung des Erfindungsgedankens vorgeschlagen, dass hierzu in der Elektrolyseeinrichtung erzeugter Wasserstoff eingesetzt wird. Vorzugsweise führt daher von der Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung eine Leitung zu der Fischer-Tropsch-Einrichtung und/oder eine Leitung zu der Raffinationseinrichtung. Bevorzugt führt von der Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung eine Leitung zu der Fischer- Tropsch-Einrichtung und eine Leitung zu der Raffinationseinrichtung und bevorzugt auch eine Leitung zu der Synthesegasverdichtungseinrichtung.
Vorzugsweise umfasst die Elektrolyseeinrichtung eine oder mehrere Festoxid- Elektrolysezellen, eine oder mehrere Polymerelektrolytmembran-Elektrolysezellen und/oder eine oder mehrere Alkali-Elektrolysezellen. Beispielsweise erfolgt die Wasserstoffproduktion durch eine alkalische Niedertemperatur-Hochdruck-Was- serelektrolyse.
Erfindungsgemäß umfasst die Synthesegasherstellungseinrichtung eine Wasserstoffzufuhrleitung, welche bevorzugt mit der Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung verbunden ist. Dadurch kann der Synthesegasherstellungseinrichtung bei dem Betrieb der erfindungsgemäßen Anlage Wasserstoff zugeführt werden und dadurch das H2/CO-Molverhältnis des in der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugten Rohsynthesegas eingestellt werden. Aus diesem Grund ist es bei dieser Ausführungsform auch bevorzugt, dass die Anlage eine Steuereinrichtung umfasst, welche die Menge von in die Synthesegasherstellungseinrichtung geleiteten Wasserstoff so steuert, dass das H2/CO-Molverhältnis in dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugten Rohsynthesegas 1 ,13 bis 1 ,80 und bevorzugt 1 ,15 bis 1 ,50, wie 1 ,17, 1 ,39 oder 1 ,43, beträgt. Typischerweise arbeitet der Trockenreformer mit einem H2/CO-Molverhältnis von ungefähr 1,13. Bei größeren H2/CO-Molverhältnis sinkt jedoch der Kohlendioxidbedarf des Trockenreformers. Um die vorhandene Kohlendioxidmenge aus der Abtrennung des Kohlendioxids aus dem Rauchgas und aus dem Rohsynthesegas gegenüber dem notwendigen Bedarf abzugleichen, ist es erfindungsgemäß bevorzugt, das Molverhältnis (H2/CO) auf die vorhandene abgetrennte C02-Menge einzustellen.
Gemäß einer besonders bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist es vorgesehen, dass die Anlage eine Wasservollentsalzungseinrichtung umfasst, in der Frischwasser so entsalzt und entgast wird, dass das erzeugte Wasser eine für die Elektrolyse von Wasser ausreichend hohe Reinheit aufweist. Mithin umfasst die Wasservollentsalzungseinrichtung vorzugsweise eine Frischwasserzufuhrleitung und/oder bevorzugt eine Zufuhrleitung von in der Anlage erzeugtem Abwasser, welches besonders bevorzugt zuvor von Kohlenwasserstoffen gereinigt wurde, sowie eine Abfuhrleitung für entsalztes Wasser, wobei die Abfuhrleitung für entsalztes Wasser mit der Wasserzufuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung verbunden ist. Besonders bevorzugt wird das gesamte Frischwasser bzw. das gesamte oder zumindest nahezu gesamte, d.h. vorzugsweise mehr als 50 Gew.-%, besonders bevorzugt mehr als 80 Gew.-%, ganz besonders bevorzugt mehr als 90 Gew.-% und höchst bevorzugt das gesamte in der Anlage erzeugte Prozesswasser, welches besonders bevorzugt zuvor gereinigt wurde, der Wasserentsalzungseinrichtung zugeführt. Gute Ergebnisse werden insbesondere erzielt, wenn die Entsalzungseinrichtung so ausgestaltet ist, dass das zugeführte Frischwasser soweit entsalzt und entgast wird, dass dessen Leitfähigkeit weniger als 20 pS/cm, bevorzugt weniger als 10 pS/cm, besonders bevorzugt weniger als 5 pS/cm und höchst bevorzugt maximal 2 pS/cm beträgt. Zu diesem Zweck weist die Vollentsalzungseinrichtung vorzugsweise ein oder mehrere An- und Kationenaustauscher sowie eine Membraneinrichtung zur Entgasung auf. Während der Entgasung wird Kohlendioxid und Sauerstoff aus dem Wasser abgetrennt. Die Regeneration der An- und Kationentauscher erfolgt vorzugsweise mit Hilfe von Natronlauge bzw. Salzsäure. Das entstehende Abwasser hat in etwa die 6-fache lo- nenkonzentration des Wassers vor der Zuführung in die Entsalzungseinrichtung und kann auf Grund einer gleichzeitigen Regeneration des An- und Kationentau- schers als neutrales Abwasser zu einer kommunalen Abwasseranlage geführt werden.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass die Anlage eine Wasserreinigungseinrichtung umfasst, in welcher in der Anlage anfallendes Prozesswasser so gereinigt wird, dass es im Kreislauf geführt werden kann. Dadurch wird der Frischwasserbedarf der Anlage auf ein Minimum verringert. Vorzugsweise weist die Anlage in dieser Ausführungsform eine von der Raffinationseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und/oder eine von der Fischer-Tropsch-Einrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und/oder eine von der Synthesegasherstellungseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und/oder eine von der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung jeweils zur Reinigung von darin anfallendem Prozesswasser auf. Bevorzugt weist die Anlage in dieser Ausführungsform eine von der Raffinationseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und eine von der Fischer-Tropsch-Einrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und eine von der Synthesegasherstellungseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung und vorzugsweise auch eine von der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zu der Wasserreinigungseinrichtung führende Wasserzufuhrleitung jeweils zur Reinigung von darin anfallendem Prozesswasser auf. Die Wasserreinigungseinrichtung kann beispielsweise eine oder mehrere Dampfstrippereinheiten aufweisen, in der durch Dampfstrippung wenigstens 95% aller Kohlenwasserstoffe abgetrennt werden können.
Gemäß einer besonders bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung umfasst die Wasserreinigungseinrichtung einen anaeroben Reaktor. In einem anaeroben Wasserreinigungsreaktor wird das zu reinigende Wasser mit anaeroben Mikroorganismen kontaktiert, welche die in dem Wasser enthaltenen organischen Verunreinigungen vorwiegend zu Kohlendioxid und Methan abbauen.
Im Gegensatz zu einer aeroben Wasserreinigung, muss bei der anaeroben Wasserreinigung nicht unter hohem Energieaufwand Sauerstoff in den Bioreaktor eingeführt werden. Je nach der Art und Form der eingesetzten Biomasse werden die Reaktoren für die anaerobe Wasserreinigung in Kontaktschlammreaktoren, UASB- Reaktoren, EGSB-Reaktoren, Festbettreaktoren und Fließbettreaktoren unterteilt. Während die Mikroorganismen bei Festbettreaktoren an ortsfesten Trägermaterialen und die Mikroorganismen bei Fließbettreaktoren auf frei beweglichen, kleinem Trägermaterial anhaften, werden die Mikroorganismen bei den UASB- und EGSB- Reaktoren in Form so genannter Pellets eingesetzt. Ein besonderer Vorteil des Einsatzes eines anaeroben Reaktors als Wasserreinigungseinrichtung in der erfindungsgemäßen Anlage liegt darin, dass das Prozessabwasser aus der Fischer Tropsch-Synthese verschiedenste Kohlenwasserstoffe enthält, wie Alkohole, Aldehyde, Carbonsäuren und dergleichen, die nicht über andere Wasserreinigungsverfahren, wie beispielsweise mit einen Dampfstripper, entfernt werden können. Mithin erlaubt die Wasserreinigung durch einen anaeroben Reaktor eine derartige Reinigung des Wassers, dass dieses in der Anlage, ggf. nach Entsalzung in der bevorzugten Wasservollentsalzungseinrichtung, genutzt werden kann, und zwar beispielsweise in der Elektrolyseeinrichtung. Zudem kann das so gereinigte und entsalzte/entgaste Wasser als Kesselspeicherwasser verwendet werden. Dadurch wird der Frischwasserbedarf drastisch reduziert oder es wird sogar gar kein Frischwasser benötigt. Schließlich kann das in dem anaeroben Reaktor der Wasserreinigungseinrichtung gebildete Biogas, welches vornehmlich aus Kohlendioxid und Methan besteht, über eine Gasrückfuhrleitung von der Wasserreinigungseinrichtung in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet werden, in dem es als Brennstoff fungiert.
Vorzugsweise ist die Wasserreinigungseinrichtung über eine Leitung mit der Wasservollentsalzungseinrichtung verbunden, so dass in der Wasserreinigungseinrichtung gereinigtes Wasser in die Wasservollentsalzungseinrichtung geleitet werden kann. So kann die Menge an entsalztem und entgastem Wasser insbesondere für die Elektrolyseeinrichtung flexibel den Bedürfnissen angepasst werden.
Gemäß einer weiteren, besonders bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung ist die Wasserreinigungseinrichtung direkt oder indirekt mit der Zufuhrleitung für Wasser der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden, um gereinigtes Prozesswasser als Edukt der Synthesegasherstellungseinrichtung zuführen zu können.
Vorzugsweise ist in dieser Ausführungsform der vorliegenden Erfindung der Wasserreinigungseinrichtung eine Verdampfungseinrichtung nachgeschaltet, wobei die Verdampfungseinrichtung mit der Wasserreinigungseinrichtung über eine Leitung und mit der Zufuhrleitung für Wasser der Synthesegasherstellungseinrichtung zur Zuführung von Wasser in Form von Dampf zu der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist.
Zudem ist es bevorzugt, dass die Anlage eine Steuereinrichtung umfasst, welche die Menge von in den Reaktionsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung zugeführten, in der Wasserreinigungseinrichtung gereinigten Wasser so steuert, dass der Synthesegasherstellungseinrichtung kein Frischwasser zugeführt werden muss. Dies trägt zur Minimierung des Frischwasserbedarfs bei dem Betrieb der erfindungsgemäßen Anlage bei.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass die erfindungsgemäße Anlage ferner einen Methan-Dampfreformer als zweite Synthesegasherstellungseinrichtung zur Herstellung eines Wasserstoff und Kohlenmonoxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Wasserstoff aufweist. Der Methan-Dampfreformer ist vorzugsweise zu der (ersten) Synthesegasherstellungseinrichtung, welche besonders bevorzugt als Trockenreformer ausgestaltet ist, parallel geschaltet, wobei die in den beiden Synthesegasherstellungseinrichtungen erzeugten Rohsynthesegase miteinander vermischt werden, bevor die so erzeugte Rohsynthesegasmischung der Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem Rohsynthesegas zugeführt wird. Ein Vorteil dieser Ausführungsform ist es, dass der Methan-Dampfreformer Rohsynthesegas mit einem höheren H2/CO-Molverhältnis ergibt als der Trockenreformer. Mithin weist die Rohsynthesegasmischung aus dem in dem Trockenreformer erzeugten Rohsynthesegas und dem in dem Methan-Dampfreformer erzeugten Rohsynthesegas ein höheres H2/CO-Molverhältnis als das in dem Trockenreformer erzeugte Rohsynthesegas auf, so dass bei dieser Ausführungsform mit dem kombinierten Einsatz eines T rockenreformers und eines Methan-Dampf reformers weniger Wasserstoff bzw. kein Wasserstoff aus der Elektrolyseeinrichtung zur Einstellung des gewünschten H2/CO-Molverhäitnisses in dem der Trenneinrichtung zugeführten Rohsynthesegas benötigt wird als bei dem alleinigen Einsatz des Trockenreformers. Vorzugsweise weist der Methan-Dampfreformer eine Wasserstoffzufuhrleitung, eine Methanzufuhrleitung, eine Wasser(dampf)zufuhrleitung, eine Abfuhrleitung für Rohsynthesegas sowie eine Abfuhrleitung für Wasser auf, wobei die Wasserstoffzufuhrleitung mit der Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung verbunden ist, die Abfuhrleitung für Rohsynthesegas mit der Abfuhrleitung für Rohsynthesegas der (ersten) Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist und vorzugsweise die Abfuhrleitung für Wasser mit der Wasserreinigungseinrichtung verbunden ist. Vorzugsweise ist der Methan-Dampfreformer allein mittels Induktion komplett elektrisch beheizt, d.h. durch die induktive Beheizung des Methan-Dampfreformers wird kein Kohlendioxid emittiert. Bevorzugt ist der Methan- Dampfreformer bei niedrigen bis moderaten Drücken von 1 bis 20 bar, wie 10 bis 15 bar, und Reaktionstemperaturen von bis zu 1 .500°C, wie 1.000 bis 1 .200°C, betreibbar, um eine hohe Ausbeute an Synthesegas (H2/CO) bei möglichst niedrigem Kohlendioxidgehalt zu erreichen. Die Kohlendioxidmengen aus der Beheizung des Trockenreformers und aus dem Prozess des Methan-Dampfreformers werden komplett dem Trockenreformer wieder zugeführt, so dass ein komplett Kohlendioxid-emissionsfreier Anlagenbetrieb möglich ist. Um diese Kohlendioxidmengen aufzunehmen und um ein möglichst optimales H2/CO- Verhältnis von etwa 2 vor der Fischer-Tropsch-Synthese zu realisieren, wird vorzugsweise ein Verhältnis zwischen dem Trockenreformer und dem Methan-Dampf reformer von 30 bis 60% zu 40 bis 65%, bezogen auf den Methaneinsatz, ein H2/CO Verhältnis in dem in dem Trockenreformer erzeugten Rohsynthesegas von 1 ,13 bis 1,80 und bevorzugt von 1 ,15 bis 1 ,20, wie 1 ,17, und ein H2/CO Verhältnis in dem in dem Methan-Dampfreformer erzeugten Rohsynthesegas von 3,20 bis 3,60, wie 3,43 eingestellt. Die Einstellung des Verhältnisses zwischen dem Trockenreformer und dem Methan-Dampfreformer erfolgt vorzugsweise über die dem Methan-Dampfreformer zugefügte Methanmenge, wobei die Einstellung des H2/CO Verhältnisses bei dem Trockenreformer über die zugeführte Kohlendioxidmenge und des H2/CO Verhältnisses bei dem Methan-Dampfreformer über die zugeführte Dampfmenge erfolgt.
Zur Abtrennung des Kohlendioxids aus dem Rohsynthesegas wird es in Weiterbildung des Erfindungsgedankens vorgeschlagen, dass die entsprechende Trenneinrichtung b) einen Aminwäscher zur Abtrennung von Kohlendioxid durch Absorption aus dem Rohsynthesegas aufweist. In dem Aminwäscher wird Kohlendioxid aus dem Rohsynthesegas durch Absorption mit wenigstens einem Absorptionsmittel, welches bevorzugt aus einer Aminverbindung, wie Monoethanolamin und/oder Diglycolamin und Wasser besteht, abgetrennt und dann direkt oder indirekt (beispielsweise über einen Desorber und einen Verdichter) wieder zu der Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird.
Gute Ergebnisse werden insbesondere erzielt, wenn der Trenneinrichtung b) eine Verdichtungseinrichtung zur Verdichtung des Synthesegases auf den in der Fi- scher-Tropsch-Synthese erforderlichen Druck nachgeschaltet ist, wobei die Verdichtungseinrichtung mit der Trenneinrichtung über eine Leitung und mit der Fi- scher-Tropsch-Einrichtung über eine Synthesegaszufuhrleitung verbunden ist. In dem bevorzugten Verdichter wird das verbliebene Synthesegas auf den in der Fi- scher-Tropsch-Synthese erforderlichen Druck verdichtet, bevor das so verdichtete Synthesegas der Fischer-Tropsch-Einrichtung zugeführt wird. Das der Fischer- Tropsch-Einrichtung zugeführte Synthesegas enthält vorzugsweise 80 bis 90 Mass.-% Kohlenmonoxid und 10 bis 15 Mass.-% Wasserstoff.
Vorzugsweise wird der Verdichtungseinrichtung Wasserstoff zugeführt, um das HiVCO-Molverhältnis des der Fischer-Tropsch-Einrichtung zugeführten Synthesegases auf einen optimalen Wert einzustellen. Zu diesem Zweck weist die Verdichtungseinrichtung bevorzugt eine Wasserstoffzufuhrleitung auf, welche mit der Elektrolyseeinrichtung verbunden ist. Beispielsweise wird das Synthesegas in der Verdichtungseinrichtung auf 30 bis 60 bar, bevorzugt 40 bis 50 bar, wie etwa 45 bar verdichtet, sowie auf eine Temperatur von 100 bis 140°C, bevorzugt 110 bis 130°C, wie etwa 120°C, eingestellt. Nach der Verdichtungseinrichtung erfolgt bevorzugt auch eine Reinigung des Synthesegases mittels Adsorbens in einem 3- stufigen Verfahren zur Abreinigung von Halogen-, Sauerstoff- und Schwefelverbindungen im ppb-Bereich, die für die Fischer-Tropsch-Synthese Katalysatorgifte darstellen. Die Reinigung erfolgt in drei nacheinander geschalteten Stufen für die Halogen-, die Sauerstoff- und die Schwefelabtrennung in entsprechenden Festbettre- aktoren. Eine Aktivkohleschüttung dient als zusätzlicher Sicherheitsfilter. Das Synthesegas wird mit einem Druck von ca. 45 bar und einer Temperatur von etwa 120°C der Feinreinigung zugeführt. Ein Aluminiumoxid/Natriumoxid-Adsorbens wirkt als Halogenfänger. Das von Halogen befreite Synthesegas wird unter Temperaturregelung auf die Betriebstemperaturen der nachgeschalteten Reaktoren von 140 bis 150°C weiter aufgeheizt. Diese Aufheizung erfolgt durch Beaufschlagung des Synthesegas-Vorwärmers mittels Mitteldruckdampf. Ein Aluminiumoxid/Palladiumoxid-Adsorbens kommt im Sauerstoffaustragsreaktor zur Anwendung und wirkt als Sauerstoffbinder. Das noch mit Spuren von Schwefelverbindungen verunreinigte Synthesegas durchströmt im Schwefelaustragsreaktor unterschiedliche Adsorbensschichten, nämlich zuerst eine Schicht mit einem Zin- koxid/Aluminiumoxid/Natriumoxid-Adsorbens, in dem die Hauptentschwefelung stattfindet, und danach eine weitere Sicherheitsschicht mit Zinkoxid/Kupferoxid- Adsorbens, in dem gegebenenfalls Restschwefel gebunden wird. Eine zusätzliche Aktivkohleschüttung dient als weiterer Filter für weitere Verunreinigungen.
Zur Einstellung des optimalen H2/CO-Molverhältnis des der Fischer-Tropsch-Ein- richtung zugeführten Synthesegases ist es bevorzugt, dass die Anlage eine Steuereinrichtung umfasst, welche die Menge von in die Verdichtungseinrichtung geleiteten Wasserstoff so steuert, dass das H2/CO-Molverhältnis in dem aus der Verdichtungseinrichtung abgeführten Synthesegas, welches der Fischer-Tropsch-Ein- richtung über die Synthesegaszufuhrleitung zugeführt wird, mehr als 2,0 beträgt.
Das Synthesegas wird anschließend in der Fischer-Tropsch-Einrichtung zu Kohlenwasserstoffen umgesetzt. Die Fischer-Tropsch-Synthese wird vorzugsweise in einem Reaktor mit einem Katalysator bei einer Temperatur von 170 bis 270°C, bevorzugt von 190 bis 250°C und höchst bevorzugt 210 bis 230°C, wie etwa 220°C, durchgeführt. Als Katalysatoren eignen sich insbesondere solche ausgewählt aus der Gruppe bestehend aus Kobaltkatalysatoren, wie bevorzugt Co/MMT (Mont- morillonite) oder C0/S1O2. Die Fischer-Tropsch-Synthese wird vorzugsweise in einen oder mehreren Rohrbündelapparaten durchgeführt, wobei sich der Katalysator in den Rohren befindet, wohingegen das Kühlmedium, vorzugsweise Kesselspeisewasser, im Mantelraum geführt wird. Die Fischer-Tropsch-Einrichtung umfasst bevorzugt einen oder zwei Reaktoren, um die Fischer-Tropsch-Synthese einstufig oder zweistufig durchführen zu können. Aus Kostengründen wird die Fischer- Tropsch-Synthese bevorzugt einstufig durchgeführt. Beispielsweise wird die Fischer-Tropsch-Synthese bei einem Druck von 25 bis 35 bar oder vorzugsweise auch bei einem höheren Druck von beispielsweise 45 bar durchgeführt. Je höher der Druck, desto kleiner können die Reaktoren gebaut werden. Vorzugsweise wird die Fischer-Tropsch-Synthese so durchgeführt, dass ein Kohlenmonoxidumsatz von 92% oder mehr erreicht wird. Bei der Fischer-Tropsch-Synthese werden als flüssige Produkte Kondensate und Wachse erhalten, die der nachgeschalteten Raffinationseinrichtung zugeführt werden. Die Kühlung des sehr starken exothermen Prozesses der Fischer-Tropsch-Synthese erfolgt über Kesselspeisewasser, das über eine entsprechende Leitung von der Wasservollentsalzungseinrichtung und/oder der Wasserreinigungseinrichtung und bevorzugt von der Wasservollentsalzungseinrichtung in die Fischer-Tropsch-Einrichtung geführt und zur Kühlung der Reaktoren verdampft wird. Der anfallende Dampf der Fischer- Tropsch-Synthese wird bevorzugt über eine Wasserdampfrückfuhrleitung zumindest zu einem großen Teil der Synthesegasherstellungseinrichtung zugeführt. Die darüberhinausgehende Menge an Dampf aus der Fischer-Tropsch-Einrichtung wird vorzugsweise für die Beheizung in den anderen Anlageneinheiten verwendet, so dass kein externer Dampf erforderlich wird.
In der Raffinationseinrichtung werden die Produkte der Fischer-Tropsch-Synthese zu synthetischen Kraftstoffen, insbesondere Flugzeugturbinenkraftstoff (Kerosin), Diesel und/oder Rohbenzin, wie beispielsweise Kerosin ( SAF -„Sustainable Aviation Fuet‘), Rohbenzin und/oder Leichtbenzin, veredelt. Für die Herstellung von in- dustriell nutzbaren Kerosin, Diesel und Rohbenzin ist es erforderlich, das paraffinische Produkt der Fischer-Tropsch-Synthese durch Hydro-Isomerisierung und Hyd- rocracken (Iso-Hydrocracking) derart umzuwandeln, dass ein hochwertiger Flugturbinenkraftstoff mit den erforderlichen Kalteigenschaften (vorzugsweise mit einem Temperaturgrenzwert der Filtrierbarkeit entsprechend „Cold Filtration Plugging Point,, (CFPP) von maximal -40°C) produziert wird. Die schweren Produkte werden im Iso-Hydrocracker-Reaktor derart rezirkuliert, dass nur noch Kerosin und Rohbenzin als Produkte entstehen. Die dabei entstehenden leichten Gase werden als Brennstoff in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet.
Daher ist es bevorzugt, dass die Raffinationseinrichtung einen oder mehrere Iso- Hydrocracker-Reaktoren vorzugsweise mit einem Edelmetallkatalysator, wie vorzugsweise einem Platin- oder Palladiumkatalysator, umfasst. Besonders bevorzugt sind Edelmetallkatalysatoren, die keine Sulfidierung erfordern, da so eine Verunreinigung der Reaktionsprodukte mit schwefelhaltigen Komponenten vermieden wird, was es wiederum erlaubt, dass das während dem Iso-Hydrocracken erzeugte Prozessgas als auch der erzeugte Wasserdampf in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt werden können. Das Iso-Hydrocracken ist eine katalytische Reaktion, in der insbesondere langkettige paraffinische Kohlenwasserstoffe zu kurzkettigen Isomeren mit verbesserten Kalteigenschaften für die Herstellung von Kerosin herstellt werden. Die katalytische Reaktion erfolgt bevorzugt in Bettreaktoren, die zur Gewährleistung der maximalen Betttemperatur mit Wasserstoff gekühlt werden. Beispielsweise werden diese bei einem Druck von mindestens 70 bar betrieben.
Ferner ist es bevorzugt, dass die Raffinationseinrichtung einen oder mehrere Wasserstoffstripper zum Abtrennen von leichten Kohlenwasserstoffen (nämlich Ci- bis C4-Kohlenwasserstoffen) umfasst. Schließlich umfasst die Raffinationseinrichtung vorzugsweise eine oder mehrere Destillationssäulen zum Auftrennen der synthetischen Kraftstoffe in einzelne Fraktionen, wie Flugzeugturbinentreibstoff und Diesel, Flugzeugturbinentreibstoff und Rohbenzin, Flugzeugturbinentreibstoff, Rohbenzin und Diesel oder dergleichen.
Der für den Betrieb des Iso-Hydrocracker-Reaktors und für den Wasserstoffstripper benötigte Wasserstoff wird der Raffinationseinrichtung, wie vorstehend beschrieben, bevorzugt aus der Elektrolyseeinrichtung zugeführt.
Wie vorstehend beschrieben, wird das bei der Fischer-Tropsch-Synthese erzeugte Prozesswasser, welches hohe Kohlenwasserstoffanteile, wie insbesondere von Alkoholen, Aldehyden, Carbonsäuren etc., mit einem chemischen Sauerstoffbedarf (CSB) von ca. 40.000 mg/l aufweist, bevorzugt der Wasserreinigungseinrichtung zugeführt, um dort so gereinigt zu werden, dass es als Prozesswasser im Kreislauf geführt werden kann.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass die erfindungsgemäße Anlage ferner eine Methanisierungseinrichtung zur Umsetzung von Kohlendioxid und Wasserstoff zu Methan und Wasser umfasst. Vorzugsweise weist die Methanisierungseinrichtung eine Kohlendioxidzufuhrleitung, eine Wasserstoffzufuhrleitung, die bevorzugt mit der Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung verbunden ist, eine Methanabfuhrleitung und eine Wasserabfuhrleitung auf, wobei die Methanabfuhrleitung mit der Zufuhrleitung für Methan der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden ist und vorzugsweise die Wasserabfuhrleitung der Methanisierungseinrichtung mit der Wasserreinigungseinrichtung verbunden ist. Von der Methanabfuhrleitung kann auch eine Teilleitung in die Zufuhrleitung für Brennstoff in die Synthesegasherstellungseinrichtung führen. Da sowohl das Kohlendioxid als auch der Wasserstoff beim Betreiben der Anlage anfallen, kann bei dieser Ausführungsform das für die (erste) Synthesegasherstellungs- einrichtung, welche besonders bevorzugt ein Trockenreformer ist, benötigte Methan kostengünstig in der Anlage selbst erzeugt werden und muss nicht aus externer Quelle zugeführt werden. Die Reaktion ist sehr stark exotherm und produziert darüber hinaus erhebliche Mengen an Nieder- und Mitteldruckdampf, welcher in der Anlage verwendet werden kann. Durch die vorhandene Elektrolyseeinrichtung ermöglicht es das erfindungsgemäße Anlagenkonzept, eine Methanisierungseinrichtung problemlos in die Anlage einzubinden, zumal das bei der Methanisierung anfallende Wasser in der bevorzugten Wasseraufbereitungseinrichtung gereinigt und damit in der bevorzugten Vollentsalzungseinrichtung vollentsalzt werden kann und so als Ausgangsmaterial bei der Elektrolyse oder als Kesselspeisewasser wiederverwendet werden kann. Bevorzugt ist die Methanisierungseinrichtung ein mit einem Nickelkatalysator ausgestatteter Rohrbündelreaktor.
Gemäß einer ersten bevorzugten erfindungsgemäßen Ausführungsform der vorliegenden Erfindung weist die Anlage eine Trenneinrichtung ei) zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung abgeführten Rauchgas aus. Vorzugsweise umfasst die Trenneinrichtung einen Aminwäscher zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem Rauchgas, wobei in dem Aminwäscher Kohlendioxid aus dem Rohsynthesegas durch Absorption mit wenigstens einem Absorptionsmittel, welches bevorzugt aus ein oder mehreren Aminverbindungen besteht, abgetrennt wird. Das so abgetrennte Kohlendioxid kann der Synthesegasherstellungseinrichtung direkt zugeführt werden. Allerdings ist es bevorzugt, dass das so abgetrennte Kohlendioxid aus der Trenneinrichtung - besonders bevorzugt zusammen mit dem in der Trenneinrichtung b) aus dem Rohsynthesegas abgetrennten Kohlendioxid - über eine entsprechende Leitung zunächst einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zugeführt wird, in welcher das Kohlendioxid auf einen Druck von 25 bis 40 bar und bevorzugt von 30 bis 35 bar verdichtet wird, bevor das so verdichtete Kohlendioxidgas der Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird. Gemäß einer zweiten bevorzugten erfindungsgemäßen Ausführungsform der vorliegenden Erfindung wird das in der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugte Rauchgas vollständig - direkt oder indirekt - in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt. Diese Ausführungsform ist insbesondere dann sinnvoll, wenn in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung über die Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltendes Gas ausschließlich oder zumindest vornehmlich Sauerstoff aus der Elektrolyse zugeführt wird, so dass in dem Rauchgas keine Inertgase, wie insbesondere Stickstoff, enthalten sind, wie dies der Fall wäre, wenn Luft für die zugeführt werden würde. In dieser Ausführungsform weist die Anlage vorzugsweise eine mit der Abfuhrleitung für Rauchgas der Synthesegasherstellungseinrichtung verbundene Rauchgasrückführleitung auf, wobei die Rauchgasrückführleitung - sowie besonders bevorzugt auch die Abfuhrleitung für Kohlendioxid der Trenneinrichtung b) zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung hergestellten Rohsynthesegas - entweder direkt mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung verbunden sind oder beide Leitungen zunächst einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zugeführt werden, in welcher das Kohlendioxid auf den zuvor als bevorzugt beschriebenen Druck verdichtet wird, bevor das so verdichtete Kohlendioxidgas der Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird.
Gemäß einer dritten bevorzugten erfindungsgemäßen Ausführungsform der vorliegenden Erfindung sind die beiden vorgenannten Ausführungsformen kombiniert, d.h. ein Teil des Rauchgases wird in eine Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid geführt, in der das Kohlendioxid aus dem Rauchgas abgetrennt wird, wohingegen der Rest des Rauchgases ohne Kohlendioxidabtrennung zusammen mit dem in den beiden Trenneinrichtungen abgetrennten Kohlendioxid direkt in die Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird oder zunächst einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung zugeführt wird, in welcher das Gasgemisch auf den zuvor als bevorzugt beschriebenen Druck verdichtet wird, bevor das so verdichtete Gasgemisch der Synthesegasherstellungseinrichtung zurückgeführt wird. Auch diese Ausführungsform ist insbesondere dann sinnvoll, wenn in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung über die Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltendes Gas ausschließlich oder zumindest vornehmlich Sauerstoff aus der Elektrolyse zugeführt wird, so dass in dem Rauchgas keine Inertgase, wie insbesondere Stickstoff, enthalten sind, wie dies der Fall wäre, wenn Luft für die zugeführt werden würde.
Ein weiterer Gegenstand der vorliegenden Patentanmeldung ist ein Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff (Kerosin), Rohbenzin und/oder Diesel, welches in einer zuvor beschriebenen Anlage durchgeführt wird.
Wie vorstehend dargelegt, kann das erfindungsgemäße Verfahren ohne Abführung von Kohlendioxid bzw. ohne Kohlendioxidemission betrieben werden. Aus diesem Grund ist es bevorzugt, dass bei dem Verfahren kein Kohlendioxid abgeführt wird.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass in der Fi- scher-Tropsch-Einrichtung erzeugtes Gas, in der Raffinationseinrichtung erzeugtes Gas und ein Teil der in der Raffinationseinrichtung synthetischen Kraftstoffe als Brennstoff in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegashersteliungs- einrichtung geleitet werden, wobei das Verfahren vorzugsweise so gesteuert wird, dass der Synthesegasherstellungseinrichtung und bevorzugt der gesamten Anlage kein externer Brennstoff zugeführt werden muss bzw. wird.
Erfindungsgemäß umfasst die Anlage eine Elektrolyseeinrichtung zur Auftrennung von Wasser in Wasserstoff und Sauerstoff. Erfindungsgemäß wird zumindest ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Sauerstoffs über die Leitung für Sauerstoff enthaltendes Gas in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet. Zudem kann zumindest ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Wasserstoffs dem Reaktionsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung zur Entschwefelung des Biomethans und insbesondere auch zur Einstellung des H2/CO-Molverhältnisses in dem dem Reaktionsabschnitt in der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugten Rohsynthesegas zugeführt werden. Vorzugsweise wird das H2/CO-Molverhältnis in dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugten Rohsynthesegas 1 ,13 bis 1,80 und bevorzugt 1 ,15 bis 1 ,50, wie 1 ,17, 1 ,39 und 1 ,43, eingestellt.
Gute Ergebnisse werden insbesondere erhalten, wenn der Trenneinrichtung b) eine Verdichtungseinrichtung zur Verdichtung des Gases auf den in der Fischer- Tropsch-Synthese erforderlichen Druck nachgeschaltet ist, wobei der Verdichtungseinrichtung ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Wasserstoffs zugeführt wird, wobei die Menge von in die Verdichtungseinrichtung geleiteten Wasserstoffs so gesteuert wird, dass das H2/CO-Molverhältnis in dem aus der Verdichtungseinrichtung abgeführten und der Fischer-Tropsch-Einrichtung zugeführten Synthesegas mehr als 2,0 beträgt.
Vorzugsweise werden bei dem erfindungsgemäßen Verfahren ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Wasserstoffs der Fischer-Tropsch-Einrichtung zur Erzeugung des erforderlichen H2/CO-Verhältnisses von mehr als 2,0 in der Fi- scher-Tropsch-Tropsch-Einrichtung, ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Wasserstoffs der Raffinationseinrichtung und ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung erzeugten Wasserstoffs der Synthesegasverdichtungseinrichtung zugeführt.
Um die benötigte Menge an Verbrennungsluft zu der Synthesegasherstellungseinrichtung so weit wie möglich zu verringern, ist es erfindungsgemäß vorgesehen, dass zumindest ein Teil des bei der Elektrolyse erzeugten Sauerstoffs in die Synthesegasherstellungseinrichtung zugeführt wird. Vorzugsweise werden 1 bis 90 Vol.-%, bevorzugt 5 bis 60 Vol.-%, besonders bevorzugt 10 bis 50 Vol.-%, ganz besonders bevorzugt 20 bis 40 Vol.-% und höchst bevorzugt 25 bis 35 Vol.-% des in der Synthesegasherstellungseinrichtung benötigten Sauerstoffs aus der Elektrolyseeinrichtung in die Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet. Der Rest des in der Synthesegasherstellungseinrichtung benötigten Sauerstoffs wird der Synthesegasherstellungseinrichtung bevorzugt in Form von Luft zugeführt. Wie weiter vorstehend dargelegt, ist es bei großtechnischen Anwendungen nicht möglich, dass der Sauerstoffgehalt der Verbrennungsmischung höher liegt.
Außerdem ist es bevorzugt, dass die Anlage eine Wasserreinigungseinrichtung umfasst, der von der Raffinationseinrichtung darin erzeugtes Wasser, von der Fi- scher-Tropsch-Einrichtung darin erzeugtes Wasser und von der Synthesegasher- stellungseinrichtung Wasser zugeführt wird, wobei die Menge der in der Wasserreinigungseinrichtung gereinigten Wassers so gesteuert wird, dass diese zumindest ausreicht, um den kompletten Wasserbedarf der Synthesegasherstellungseinrichtung zu decken. Besonders bevorzugt umfasst die Wasserreinigung wenigstens eine Reinigungsstufe in einem anaeroben Reaktor. Dabei kann das in dem anaeroben Reaktor der Wasserreinigungseinrichtung gebildete Biogas, welches vornehmlich aus Kohlendioxid und Methan besteht, über eine Gasrückfuhrlei- tung von der Wasserreinigungseinrichtung in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung geleitet werden, um in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung als Brennstoff zu fungieren.
Ferner ist es bevorzugt, dass das Verfahren in einer Anlage durchgeführt wird, welche eine Wasservollentsalzungseinrichtung umfasst, in der Frischwasser so entsalzt und entgast wird, dass das erzeugte Wasser eine für die Elektrolyse von Wasser ausreichend hohe Reinheit aufweist. Vorzugsweise wird bei dem erfindungsgemäßen Verfahren das Wasser in der Entsalzungseinrichtung zu Wasser mit einer Leitfähigkeit von kleiner 20 pS/cm, bevorzugt kleiner 10 pS/cm, besonders bevorzugt kleiner 5 pS/cm und höchst bevorzugt maximal 2 gS/cm gereinigt.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass in der Synthesegasherstellungseinrichtung eine Trockenreformierung durchgeführt wird, bei der ein Nickeloxidkatalysator eingesetzt wird. Zudem ist es bevorzugt, dass die Trockenreformierung bei einem Druck von 10 bis 50 bar und einer Temperatur von 700 bis 1 .200°C betrieben wird.
Gemäß einer besonders bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung umfasst das Verfahren zudem eine Methan-Dampfreformierung. Vorzugsweise wird bei der Methan-Dampfreformierung aus Methan, Wasser und Wasserstoff ein Wasserstoff und Kohlenmonoxid umfassendes Rohsynthesegas hergestellt, wobei dem Methan-Dampfreformer Wasser(dampf), Methan und aus der Elektrolyseeinrichtung Wasserstoff zugeführt wird sowie aus dem Methan-Dampf- reformer Rohsynthesegas und Wasser abgeführt werden, wobei das Rohsynthesegas der Trenneinrichtung zugeführt wird und vorzugsweise das Wasser der Wasserreinigungseinrichtung zugeführt wird. Vorzugsweise wird die Methan- Dampfreformierung bei einem Druck von 1 bis 20 bar, bevorzugt 5 bis 15 bar und besonders bevorzugt 10 bis 15 bar und bei einer Temperatur von 800 bis 1.500C, bevorzugt 900 bis 1 .300°C und besonders bevorzugt 1 .000 bis 1 .200°C, wie beispielsweise bei einem Druck von etwa 12 bar und einer Temperatur von etwa 1 .100°C. Die Grundreaktion ist stark endotherm, die CO2- Bildung kann jedoch nicht vollständig ausgeschlossen werden. Bevorzugt wird für die Methan-Dampfreformierung ein Nickelkatalysator eingesetzt und wird das der Methan-Dampfrefor- mierung zugeführte Methan in einer vorgeschalteten Hydrierung zur Entfernung der Schwefelbestandteile mit Wasserstoff, der vorzugsweise aus der Elektrolyseeinrichtung stammt, hydriert, wobei die hydrierten Schwefelkomponenten von dem Methan abgetrennt werden. In dem Methan-Dampfreformer wird das Synthesegas vorzugsweise durch Einsatzproduktvorwärmung und nachfolgende Erzeugung von Mitteldruck-Dampf gekühlt. Der erzeugte Dampf kann in Verbindung mit dem Mitteldruck-Dampf aus dem Trockenreformer vollständig als Wasserdampf für den Methan-Dampfreformer verwendet werden.
Gute Ergebnisse werden insbesondere erhalten, wenn bei dem Verfahren in der Synthesegasherstellungseinrichtung eine Trockenreformierung durchgeführt wird und das Verhältnis zwischen dem Trockenreformer und dem Methan-Dampfrefor- mer auf 30 bis 60% zu 40 bis 65%, bezogen auf den Methaneinsatz, eingestellt wird. Ferner ist es bevorzugt, wenn in dem in dem Trockenreformer erzeugten Rohsynthesegas ein H2/CO Verhältnis von 1 ,13 bis 1 ,80 und bevorzugt 1 ,15 bis 1 ,20, wie 1 ,17, und in dem in dem Methan-Dampfreformer erzeugten Rohsynthesegas ein H2/CO Verhältnis von 3,20 bis 3,60, wie 3,43 eingestellt wird.
Ferner ist es bevorzugt, dass bei dem Verfahren ferner in einer Methanisierungseinrichtung Kohlendioxid sowie aus der Elektrolyseeinrichtung zugeführter Wasserstoff zu Methan und Wasser umgesetzt werden, wobei das Methan der Synthesegasherstellungseinrichtung zugeführt wird und vorzugsweise das Wasser der Wasserreinigungseinrichtung zugeführt wird. Bevorzugt wird als Methanisierungseinrichtung ein mit einem Nickelkatalysator ausgestatteter Rohrbündelreaktor eingesetzt. Vorzugsweise erfolgt die Methanisierung unter einem Druck von 10 bis 50 bar und weiter bevorzugt 30 bis 40 bar, wie beispielsweise bei ca. 35 bar, und bei einer Temperatur von 100 bis 500°C, bevorzugt, von 200 bis 400°C und besonders bevorzugt von 250 bis 350°C, wie beispielsweise von etwa 300°C. Die Kühlung der sehr stark exothermen Reaktion erfolgt vorzugsweise mittels Kesselspeisewasser im Mantelraum des Rohrbündelreaktors durch Verdampfung zur Erzeugung von Nieder- und Mitteldruck-Dampf, welcher in anderen Anlagenteilen verwendet werden kann. Der Kohlendioxidumsatz in der Methanisierungseinrichtung beträgt 80 bis 85%, so dass Kohlendioxid in dem Produkt verbleibt, das jedoch der (ersten) Synthesegasherstellungseinrichtung bzw. dem Trockenreformer problemlos zugeführt werden kann.
In Weiterbildung des Erfindungsgedankens wird vorgeschlagen, dass aus der Fi- scher-Tropsch-Einrichtung ein Purgegasstrom als Brenngas abgeleitet wird. Dadurch wird die Anreicherung von Inertgasen, wie Stickstoff und Argon, in der Synthesegasherstellungseinrichtung und in der Fischer-Tropsch-Einrichtung zuverlässig verhindert.
Schließlich ist es bevorzugt, dass in der Raffinationseinrichtung Flugturbinenkraftstoff, Rohbenzin und/oder Diesel und bevorzugt sowohl Flugturbinenkraftstoff als auch Rohbenzin hergestellt werden. Beispielsweise werden bei dem erfindungsgemäßen Verfahren Kerosin (SAF -„Sustainable Aviation Fuel‘), Rohbenzin und Leichtbenzin hergestellt.
Nachfolgend wird die vorliegende Erfindung unter Bezug auf die Zeichnung näher beschrieben, in der:
Fig. 1 eine schematische Ansicht einer zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen gemäß eines Ausführungsbeispiels zeigt.
Fig. 2 eine schematische Ansicht einer zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen gemäß eines anderen Ausführungsbeispiels zeigt.
Fig. 3 eine schematische Ansicht einer zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen gemäß eines weiteren Ausführungsbeispiels zeigt.
Die in der Figur 1 dargestellte Anlage 10 zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen umfasst: a) eine Synthesegasherstellungseinrichtung 12 zur Herstellung eines Kohlenmonoxid, Wasserstoff und Kohlendioxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid, wobei die Synthesegasherstellungseinrichtung 12 mindestens einen Reaktionsabschnitt, in dem Methan, Wasser und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas reagieren, sowie mindestens einen Wärmeerzeugungsabschnitt aufweist, in dem durch Verbrennen von Brennstoff zu Rauchgas die zur Reaktion von Methan, Wasser und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas notwendige Wärme erzeugt wird, wobei der Reaktionsabschnitt eine Zufuhrleitung 14 für Methan, eine Zufuhrleitung 16 für Wasser, wenigstens eine Zufuhrleitung 18 für Kohlendioxid sowie eine Abfuhrleitung 20 für Rohsynthesegas umfasst und der Wärmeerzeugungsabschnitt eine Zufuhrleitung 22 für Brennstoff, eine Zufuhrleitung 24 für Sauerstoff enthaltendes Gas sowie eine Abfuhrleitung 26 für Rauchgas umfasst, b) eine Trenneinrichtung 28 zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 hergestellten Rohsynthesegas mit einer Abfuhrleitung 30 für Kohlendioxid und einer Abfuhrleitung 32 für Synthesegas, c) eine Fischer-Tropsch-Einrichtung 34 zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fischer-Tropsch-Verfahren aus dem Synthesegas, aus dem in der Trenneinrichtung 28 Kohlendioxid abgetrennt wurde, und d) eine Raffinationseinrichtung 36 zur Raffination der in der Fischer-Tropsch- Einrichtung 34 hergestellten Kohlenwasserstoffe zu den synthetischen Kraftstoffen, wobei die Anlage 10 ferner umfasst: ei) eine Trenneinrichtung 38 zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung 26 für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung abgeführten Rauchgas, wobei die Trenneinrichtung 38 eine Abfuhrleitung 40 für Kohlendioxid aufweist, wobei die Abfuhrleitung 40 für Kohlendioxid der Trenneinrichtung 38 zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung 26 für Rauchgas aus der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 abgeführten Rauchgas sowie die Abfuhrleitung 30 für Kohlendioxid der Trenneinrichtung 28 zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 hergestellten Rohsyn- thesegas mit einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung 42 verbunden sind, die eine Abfuhrleitung aufweist, die mit der Zufuhrleitung 18 für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 verbunden ist.
Der Trenneinrichtung 28 ist eine Synthesegasverdichtungseinrichtung 43 zur Ver- dichtung des Synthesegases auf den in der Fischer-Tropsch-Synthese erforderlichen Druck nachgeschaltet. Dabei ist die Synthesegasverdichtungseinrichtung 43 mit der Trenneinrichtung 28 über die Abfuhrleitung 32 für Synthesegas und mit der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34 über eine Synthesegaszufuhrleitung 44 verbunden. Die Fischer-Tropsch-Einrichtung 34 wiederum ist mit der Raffinationseinrich- tung 36 über die Leitung 46 verbunden, wobei die Raffinationseinrichtung 36 zwei Produktabfuhrleitungen 48‘, 48“ aufweist.
Von der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34 führt eine Gasrückführleitung 50, von außen führt eine Methanzufuhrleitung 15 und von der Raffinationseinrichtung 36 füh- ren eine Gasrückführleitung 52, eine Treibstoffrückführleitung 54 und eine Biogas- rückfuhrleitung 51 in die Zufuhrleitung 22 für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung 12.
Ferner umfasst die Anlage 10 eine Elektrolyseeinrichtung 56 zur Erzeugung von Wasserstoff und Sauerstoff aus Wasser, wobei die Elektrolyseeinrichtung 56 eine Wasserzufuhrleitung 58, eine Sauerstoffabfuhrleitung 60 und eine Wasserstoffabfuhrleitung 62 aufweist. Dabei führen von der Wasserstoffabfuhrleitung 62 eine Leitung 63 zu der Synthesegasherstellungseinrichtung 12, eine Leitung 64 zu der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34, eine Leitung 65 zu der Synthesegasverdichtungs- einrichtung 43 und eine Leitung 66 zu der Raffinationseinrichtung 36. Von der Sauerstoffabfuhrleitung 60 führt eine Sauerstoffleitung 68 in die Zufuhrleitung 24 für Sauerstoff enthaltendes Gas der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 und eine Sauerstoffproduktleitung 69 aus der Anlage 10. In die Zufuhrleitung 24 für Sauerstoff enthaltendes Gas der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 führt auch eine Zufuhrleitung 25 für Verbrennungsluft.
Außerdem umfasst die Anlage 10 eine Wasservollentsalzungseinrichtung 70, welche eine Frischwasserzufuhrleitung 72 und eine Abfuhrleitung 74 für vollentsalztes Wasser aufweist, wobei die Abfuhrleitung 74 für vollentsalztes Wasser mit der Wasserzufuhrleitung 58 der Elektrolyseeinrichtung 56 verbunden ist.
Zudem umfasst die Anlage 10 eine Wasserreinigungseinrichtung 76, in welcher in der Anlage anfallendes Prozesswasser so aufgereinigt wird, dass es im Kreislauf geführt werden kann. Die Wasserreinigungseinrichtung 76 umfasst einen anaeroben Reaktor, in dem das zu reinigende Wasser mit anaeroben Mikroorganismen kontaktiert wird, welche die in dem Wasser enthaltenen organischen Verunreinigungen vorwiegend zu Kohlendioxid und Methan abbauen. Zu der Wasserreinigungseinrichtung 76 führen eine von der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34 kommende Prozesswasserzufuhrleitung 78, eine von der Raffinationseinrichtung 36 kommende Prozesswasserzufuhrleitung 80, eine von der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung 42 kommende Prozesswasserzufuhrleitung 81 sowie eine von der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 kommende Prozesswasserzufuhrleitung 82. Ferner umfasst die Anlage 10 eine Verdampfungseinrichtung 84, wobei die Verdampfungseinrichtung 84 mit der Wasserreinigungseinrichtung 76 über eine Prozesswasserleitung 86 verbunden ist. Zudem ist die Verdampfungseinrichtung 84 über eine Leitung mit der Zufuhrleitung 16 für Wasserdampf der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 verbunden. Schließlich führt von der Wasserreinigungseinrichtung 76 eine Prozesswasserleitung 88 zu der Wasservollentsalzungseinrichtung 70 und eine Biogasrückfuhrleitung 51 zu dem Wärmeerzeugungsab- schnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 für das in dem anaeroben Reaktor der Wasserreinigungseinrichtung 76 gebildete Biogas, welches vornehmlich aus Kohlendioxid und Methan beispielsweise in einem Verhältnis von etwa 1 :1 besteht.
Schließlich umfasst die Trenneinrichtung 38 zur Abtrennung aus Rauchgas der Anlage 10 eine Zufuhrleitung 27 für Kesselspeisewasser, eine Abfuhrleitung 41 für Stickstoff sowie eine Prozesswasserabfuhrleitung 83, welche in die Wasserreinigungseinrichtung 76 mündet. Die Wasservollentsalzungseinrichtung 70 umfasst ferner eine Zufuhrleitung 71 für Boilerkondensate, eine Abfuhrleitung 73 für Kesselspeisewasser und eine Abwasserabfuhrleitung 75 aus der Anlage 10.
Bei dem Betrieb der Anlage 10 wird dem Reaktionsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Zufuhrleitung 14 Methan, über die Zufuhrleitung 16 Wasser(dampf) sowie über die Zufuhrleitung 18 Kohlendioxid zugeführt, welche in dem Reaktionsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 zu Rohsynthesegas reagieren. Die für diese sehr stark endotherme Reaktion notwendige Energie bzw. Wärme wird durch Verbrennen von Brennstoff in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung erzeugt. Hierzu wird dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Zufuhrleitung 22 Brennstoff sowie über die Zufuhrleitung 24 ein Sauerstoff enthaltendes Gas zugeführt. Der Brennstoff stammt aus in der Anlage 10 produzierten Abgasen bzw. Treibstoff, nämlich aus dem Abgas der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34, welches der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Gasrückführleitung 50 zugeführt wird, aus dem Abgas der Raffinationseinrichtung 36, welches der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Gasrückführleitung 52 zugeführt wird, aus synthetischem Treibstoff (Leichtbenzin), welcher der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Treibstoff rückführleitung 54 zugeführt wird, und aus Biogas, welches der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Bio- gasrückfuhrleitung 51 aus der Wasserreinigungsvorrichtung 76 zugeführt wird. Die Verbrennung des Brennstoffs in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 erfolgt beispielsweise bei 1 ,5 bar und einer Temperatur von 1 .100°C. Das in dem Reaktionsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 erzeugte Rohsynthesegas wird über die Abfuhrleitung 20 abgezogen und der Trenneinrichtung 28 zugeführt, wohingegen das in dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 durch Verbrennen erzeugte Rauchgas über die Abfuhrleitung 26 abgezogen und der Trenneinrichtung 38 zugeführt wird. In der Trenneinrichtung 28 wird aus dem Rohsynthesegas Kohlendioxid abgetrennt, welches über die Leitung 30 in die Kohlendioxidverdichtungseinrichtung 42 geleitet wird. Zudem wird in der Trenneinrichtung 38 aus dem Rauchgas Kohlendioxid abgetrennt, welches über die Leitung 40 in die Kohlendioxidverdichtungseinrichtung geleitet wird. In der Kohiendioxidverdichtungseinrich- tung 42 wird das Kohlendioxid auf beispielsweise auf 32,5 bar verdichtet, bevor das verdichtete Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 über die Leitung 18 wieder zugeführt wird. Durch diese Verfahrensführung kann auf eine Kohlendioxidemission verzichtet werden, da das durch die Verbrennung des Brennstoffs entstehende Kohlendioxid eingesetzt wird, um das bei der Synthesegasherstellung verbrauchte Kohlendioxid zu ersetzen. Aus diesem Grund läuft das erfindungsgemäBe Verfahren kohlendioxidneutral ab. Zudem kann durch diese Verfahrensführung auf eine Zufuhr von Brennstoff von außen vollständig oder zumindest nahezu vollständig verzichtet werden.
Das in der Trenneinrichtung 28 von Kohlendioxid befreite Synthesegas wird über die Leitung 32 der Synthesegasverdichtungseinrichtung 43 zugeführt, in welcher zudem von der Elektrolyseeinrichtung 56 über die Leitung 65 Wasserstoff zugeführt wird. In der Verdichtungseinrichtung wird das Synthesegas beispielsweise auf 42,5 bar verdichtet, sowie auf eine Temperatur von 120°C eingestellt. Ferner erfolgt nach der Verdichtungseinrichtung auch eine Reinigung des Synthesegases mit entsprechenden Adsorbentien, durch welche aus dem Synthesegas Halogene, Schwefel, Stickstoff, Sauerstoff, Metalle und andere Verunreinigungen abgetrennt werden. Die Menge des der Synthesegasverdichtungseinrichtung 43 zugeführten Wasserstoffs wird so gesteuert, dass das H2/CO-Moiverhältnis des Synthesegases mehr als 2,0 beträgt. Dieses Synthesegas wird über die Leitung 44 in die Fischer- Tropsch-Einrichtung 34 geführt, in der das Synthesegas zu vornehmlich normalparaffinischen Kohlenwasserstoffen umgesetzt wird. Diese Kohlenwasserstoffe werden über die Leitung 46 in die Raffinationseinrichtung 36 geleitet, in der diese durch Hydro-Isomerisierung und Hydrocracken (Iso-Hydrocracking) zu synthetischen Rohkraftstoffen umgesetzt werden, die dann in dem Wasserstoffstripper getrennt werden und in den ein oder mehreren Destillationssäulen der Raffinationseinrichtung 36 in die Fraktionen Leichtbenzin, Rohbenzin und Kerosin (SAF- „Sustainable Aviation Fuel‘) aufgetrennt werden, von denen Rohbenzin und Kerosin über die Leitungen 48 (Benzin) und 48‘ (Kerosin) aus der Anlage 10 abgeführt werden und von denen Leichtbenzin über die Treibstoffrückführleitung 54 und letztlich über die Brennstoffzufuhrleitung 22 der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 zugeführt wird. In der Fischer-Tropsch-Einrichtung 34, in der Raffinationseinheit 36, in der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung 42, in der Trenneinrichtung 38 für Kohlendioxid und in der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 anfallendes Wasser wird über die Prozesswasserleitungen 78, 80, 81 , 82, 83 in die Abwasserreinigungseinrichtung 76 geleitet, in der das Abwasser durch anaerobe Mikroorganismen gereinigt wird. Ein Teil des gereinigten Prozesswassers wird über die Prozesswasserleitung 86 der Verdampfungseinrichtung 84 zugeführt, in der das Prozesswasser vollständig verdampft wird, wobei der so erzeugte Wasserdampf über die Leitung 16 der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 zugeführt wird. Der andere Teil des gereinigten Prozesswassers wird über die Prozesswasserleitung 88 der Wasservollentsalzungseinrichtung 70 zugeführt.
Das für die Elektrolyseeinrichtung 56 benötige reine Wasser wird durch Vollentsalzung von Frischwasser und gereinigten Prozesswasser in der Wasservollentsalzungseinrichtung 70 erzeugt und der Elektrolyseeinrichtung 56 über die Leitung 58 zugeführt. Der in der Elektrolyseeinrichtung 56 erzeugte Wasserstoff wird über die Leitungen 62, 63, 64, 65, 66 der Synthesegasherstellungseinrichtung 12, der Fi- scher-Tropsch-Einrichtung 34, der Synthesegasverdichtungseinrichtung 43 und der Raffinationseinrichtung 36 zugeführt. Ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung 56 erzeugten Sauerstoffs wird über die Leitung 68 zusammen mit über die Leitung 25 zugeführter Luft als sauerstoffhaltiges Gas in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 geleitet, wohingegen der andere Teil des in der Elektrolyseeinrichtung 56 erzeugten Sauerstoffs über die Leitung 69 aus der Anlage 10 abgeführt wird.
Die in der Figur 2 gezeigte Anlage 10 entspricht der in der Figur 1 gezeigten, ausgenommen dass die in der Figur 2 gezeigte Anlage 10 zusätzlich eine Methanisierungseinrichtung 11 zur Umsetzung von Wasserstoff und Kohlendioxid zu Methan und Wasser umfasst. Dabei weist die Methanisierungseinrichtung 11 eine Kohlendioxidzufuhrleitung 19, eine Wasserstoffzufuhrleitung 67, die mit der Wasserstoffabfuhrleitung 62 der Elektrolyseeinrichtung 56 verbunden ist, eine Methanabfuhrleitung 17 und eine Wasserabfuhrleitung 87 auf, wobei die Methanabfuhrleitung 17 mit der Zufuhrleitung 14 für Methan der Synthesegasherstellungseinrichtung 12 verbunden ist und die Wasserabfuhrleitung 87 der Methanisierungseinrichtung 11 mit der Wasserreinigungseinrichtung 76 verbunden ist. Von der Methanabfuhrleitung 1722 führt auch eine Teilleitung 15‘ in die Zufuhrleitung für Brennstoff in die Synthesegasherstellungseinrichtung 12. Da sowohl das Kohlendioxid als auch der Wasserstoff beim Betreiben der Anlage 10 anfallen, kann bei dieser Ausführungsform das für die (erste) Synthesegasherstellungseinrichtung 12, welche ein Trockenreformer ist, benötigte Methan kostengünstig in der Anlage 10 selbst erzeugt werden und muss nicht aus externer Quelle zugeführt werden. Die Reaktion ist sehr stark exotherm und produziert darüber hinaus erhebliche Mengen an Nieder- und Mitteldruckdampf, welches in der Anlage verwendet werden kann. Durch die vorhandene Elektrolyseeinrichtung 56 ermöglicht es das erfindungsgemäße Anlagenkonzept, die Methanisierungseinrichtung 11 problemlos in die Anlage 10 einzu- binden, zumal das bei der Methanisierung anfallende Wasser in der Wasseraufbereitungseinrichtung 76 gereinigt und damit in der Vollentsalzungseinrichtung 70 vollentsalzt werden kann und so als Ausgangsmaterial bei der Elektrolyse oder als Kesselspeisewasser wiederverwendet werden kann.
Die in der Figur 3 gezeigte Anlage 10 entspricht der in der Figur 1 gezeigten, ausgenommen, dass die in der Figur 3 gezeigte Anlage 10 zusätzlich einen Methan- Dampfreformer 31 als zweite Synthesegasherstellungseinrichtung zur Herstellung eines Kohlenmonoxid und Wasserstoff umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Wasserstoff aufweist. Der Methan-Dampfreformer 31 ist vorzugsweise zu der (ersten) Synthesegasherstellungseinrichtung 12, welche als Trockenreformer ausgestaltet ist, parallel geschaltet, wobei die in den beiden Synthesegasherstellungseinrichtungen 12, 31 erzeugten Rohsynthesegase miteinander vermischt werden, bevor die so erzeugte Rohsynthesegasmischung der Trenneinrichtung 28 zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem Rohsynthesegas zugeführt wird. Hierzu weist der Methan-Dampfreformer 31 eine Wasserstoffzufuhrleitung 61 , eine Methanzufuhrleitung 13, eine Wasser(dampf)zufuhrleitung 23, eine Abfuhrleitung 21 für Rohsynthesegas sowie eine Abfuhrleitung 85 für Prozesswasser auf, wobei die Wasserstoffzufuhrleitung 61 mit der Wasserstoffabfuhrleitung 62 der Elektrolyseeinrichtung 56 verbunden ist, die Abfuhrleitung 21 für Rohsynthesegas mit der Abfuhrleitungen 20 für Rohsynthesegas der (ersten) Synthesegasherstellungseinrichtung 12 zu der Rohsynthesegaszufuhrleitung 29 der Trenneinrichtung 28 verbunden ist und die Abfuhrleitung 85 für Wasser mit der Wasserreinigungseinrichtung 76 verbunden ist. Der Methan-Dampfreformer 31 ist allein mittels Induktion komplett elektrisch beheizbar, d.h. durch die induktive Beheizung des Methan-Dampfreformers 31 wird kein Kohlendioxid emittiert. Der Methan-Dampfreformer wird bei niedrigen bis moderaten Drücken von 1 bis 20 bar, wie 10 bis 15 bar, und Reaktionstemperaturen von bis zu 1.500°C, wie 1.000 bis 1.200°C, betrieben. Ein Vorteil dieser Ausführungsform ist es, dass der Methan-Dampfreformer 31 ein Rohsynthesegas mit einem höheren H2/CO-Molverhältnis erzeugt als der Trocken reformer 12. Mithin weist die Rohsynthesegasmischung aus dem in dem Trockenreformer 12 erzeugten Rohsynthesegas und dem in dem Methan- Dampfreformer 31 erzeugten Rohsynthesegas ein höheres H2/CO-Molverhältnis als das in dem Trockenreformer 12 erzeugte Rohsynthesegas auf, so dass bei dieser Ausführungsform - im Vergleich zu dem alleinigen Einsatz des Trockenreformers 12 - mit dem kombinierten Einsatz eines Trockenreformers 12 und eines Methan-Dampfreformers 31 kein Wasserstoff aus der Elektrolyseeinrichtung 56 zur Einstellung des gewünschten H2/CO-Molverhältnisses in dem der Trenneinrichtung 28 zugeführten Rohsynthesegas benötigt wird. Schließlich umfasst die Anlage 10 noch eine Abfuhrleitung 55 für Brenngase.
Nachfolgend wird die vorliegende Erfindung anhand eines illustrativ, aber die Erfindung nicht einschränkenden Beispiels beschrieben. Beispiel 1
Es wurde das erfindungsgemäße Verfahren in einer in der Figur 1 gezeigten und vorstehend beschriebenen Anlage mit der Prozesssimulationssoftware PRO/I I (AVEVA) zur Herstellung von 144.456 Litern pro Tag Kerosin (SAF -„Sustainable Aviation Fuel und 42.528 Litern pro Tag Rohbenzin (Naphtha) simuliert. Dabei wurden für die einzelnen Leitungen folgende Produktströme ermittelt:
Beispiel 2
Es wurde das erfindungsgemäße Verfahren in einer in der Figur 2 gezeigten und vorstehend beschriebenen Anlage mit der Prozesssimulationssoftware PRO/I I (AVEVA) zur Herstellung von 145.827 Litern pro Tag Kerosin (SAF -„Sustainable Aviation Fuel‘) und 42.883 Litern pro Tag Rohbenzin (Naphtha) simuliert. Dabei wurden für die einzelnen Leitungen folgende Produktströme ermittelt:
Beispiel 3
Es wurde das erfindungsgemäße Verfahren in einer in der Figur 3 gezeigten und vorstehend beschriebenen Anlage mit der Prozesssimulationssoftware PRO/I I (AVEVA) zur Herstellung von 148.096 Litern pro Tag Kerosin (SAF-, Sustainable Aviation Fuel‘) und 43.130 Litern pro Tag Rohbenzin (Naphtha), sowie von 13.422 Litern pro Tag leichten flüssigen Kohlenwasserstoffen und von 20,6 Mio. Litern pro Tag Brenngas simuliert. Dabei wurden für die einzelnen Leitungen folgende Produktströme ermittelt:
Bezugszeichenliste
10 Anlage zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen
11 Methanisierungseinrichtung
12 (Erste) Synthesegasherstellungseinrichtung/Trockenreformer
13 Methanzufuhrleitung zu dem Methan-Dampfreformer
14 Zufuhrleitung für Methan zu der Synthesegasherstellungseinrichtung
15 Methanzufuhrleitung
15 Teilleitung in die Zufuhrleitung für Brennstoff
16 Zufuhrleitung für Wasserdampf zu der Synthesegasherstellungseinrichtung
17 Methanabfuhrleitung der Methanisierungseinrichtung
18 Zufuhrleitung für Kohlendioxid zu der Synthesegasherstellungseinrichtung
19 Kohlendioxidzufuhrleitung zu der Methanisierungseinrichtung
20 Abfuhrleitung für Rohsynthesegas
21 Abfuhrleitung für Rohsynthesegas aus dem Methan-Dampfreformer
22 Zufuhrleitung für Brennstoff
23 Wasser(dampf)zufuhrleitung des Methan-Dampfreformers
24 Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltendes Gas
25 Zufuhrleitung für Verbrennungsluft
26 Abfuhrleitung für Rauchgas
27 Zufuhrleitung für Kesselspeisewasser
28 Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus Rohsynthesegas
29 Rohsynthesegaszufuhrleitung 30 Abfuhrleitung für Kohlendioxid aus der Rohsynthesegastrenneinrichtung
31 Methan-Dampfreformer (zweite Synthesegasherstellungseinrichtung)
32 Abfuhrleitung für Synthesegas 34 Fischer-T ropsch-Einrichtung 36 Raffinationseinrichtung 38 Trenneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid aus Rauchgas
40 Abfuhrleitung für Kohlendioxid aus der Rauchgastrenneinrichtung
41 Abfuhrleitung für Stickstoff
42 Kohlendioxidverdichtungseinrichtung
43 Synthesegasverdichtungseinrichtung
44 Synthesegaszufuhrleitung zu der Fischer-Tropsch-Einrichtung 46 Zufuhrleitung zu der Raffinationseinrichtung
48, 48‘, 48“ Produktabfuhrleitungen
50 Gasrückführleitung der Fischer-Tropsch-Einrichtung
51 Biogasrückfuhrleitung zu der Synthesegasherstellungseinrichtung
52 Gasrückführleitung der Raffinationseinrichtung
53 Gasrückführleitung für leichte Kohlenwasserstoffe
54 T reibstoffrückführleitung
55 Abfuhrleitung für Brenngas
56 Elektrolyseeinrichtung 58 Wasserzufuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung 60 Sauerstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung 61 Wasserstoffzufuhrleitung zu dem Methan-Dampfreformer 62 Wasserstoffabfuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung
63 Wasserstoffzufuhrleitung zu der Synthesegasherstellungseinrichtung
64 Wasserstoffzufuhrleitung zu der Fischer-Tropsch-Einrichtung 65 Wasserstoffzufuhrleitung zu der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung
66 Wasserstoffzufuhrleitung zu der Raffinationseinrichtung
67 Wasserstoffzufuhrleitung zu der Methanisierungseinrichtung
68 Sauerstoffleitung
69 Sauerstoffproduktleitung
70 Wasserentsalzungseinrichtung
71 Zufuhrleitung für Boilerkondensate
72 Frischwasserzufuhrleitung / Wasserabfuhrleitung
73 Abfuhrleitung für Kesselspeisewasser
74 Abfuhrleitung für vollentsalztes Wasser
75 Abfuhrleitung für Abwasser aus der Anlage
76 Wasserreinigungseinrichtung
78 Prozesswasserabfuhrleitung von der Fischer-Tropsch-Einrichtung
80 Prozesswasserabfuhrleitung von der Raffinationseinrichtung
81 Prozesswasserbfuhrfuhrleitung von der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung
82 Prozesswasserabfuhrleitung von der Synthesegasherstellungseinrichtung
83 Prozesswasserabfuhrleitung von der T renneinrichtung zur Abtrennung von Kohlendioxid
84 Verdampfungseinrichtung
85 Prozesswasserzufuhrleitung des Methan- Dampf reformers
86 Prozesswasserzufuhrleitung der Verdampfungseinrichtung von der Wasserreinigungseinrichtung
87 Prozesswasserabfuhrleitung der Methanisierungseinrichtung
88 Prozesswasserzufuhrleitung der Wasserentsalzungseinrichtung von der Wasserreinigungseinrichtung

Claims

Patentansprüche:
1. Anlage (10) zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff (Kerosin), Rohbenzin und/oder Diesel, umfassend: a) eine Synthesegasherstellungseinrichtung (12) zur Herstellung eines Kohlenmonoxid, Wasserstoff und Kohlendioxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Kohlendioxid, wobei die Synthesegasherstellungseinrichtung (12) mindestens einen Reaktionsabschnitt, in dem Methan, Wasser und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas reagieren, sowie mindestens einen Wärmeerzeugungsabschnitt aufweist, in dem durch Verbrennen von Brennstoff zu Rauchgas die zur Reaktion von Methan und Kohlendioxid zu dem Rohsynthesegas notwendige Wärme erzeugt wird, wobei der Reaktionsabschnitt eine Zufuhrleitung (14) für Methan, eine Zufuhrleitung (16) für Wasser, wenigstens eine Zufuhrleitung (18) für Kohlendioxid sowie eine Abfuhrleitung (20) für Rohsynthesegas umfasst und der Wärmeerzeugungsabschnitt eine Zufuhrleitung (22) für Brennstoff, eine Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltendes Gas (24) sowie eine Abfuhrleitung (26) für Rauchgas umfasst, b) eine Trenneinrichtung (28) zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) hergestellten Rohsynthesegas mit einer Abfuhrleitung (30) für Kohlendioxid und einer Abfuhrleitung (32) für Synthesegas, c) eine Fischer-Tropsch-Einrichtung (34) zur Herstellung von Kohlenwasserstoffen durch ein Fischer-Tropsch-Verfahren aus dem Synthesegas, aus dem in der Trenneinrichtung (28) Kohlendioxid abgetrennt wurde, und d) eine Raffinationseinrichtung (36) zur Raffination der in der Fischer- Tropsch-Einrichtung (34) hergestellten Kohlenwasserstoffe zu den synthetischen Kraftstoffen, wobei die Anlage (10) ferner umfasst: ei) eine Trenneinrichtung (38) zur Abtrennung von Kohlendioxid aus dem über die Abfuhrleitung (26) für Rauchgas aus dem Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) abgeführten Rauchgas, wobei die Trenneinrichtung (28) eine Abfuhrleitung (40) für Kohlendioxid aufweist, wobei die Abfuhrleitung (40) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (38) sowie die Abfuhrleitung (30) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (28) entweder direkt mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung (18) für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden sind oder die Abfuhrleitung (40) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (38) sowie die Abfuhrleitung (30) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (28) mit einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung (42) verbunden sind, die eine Abfuhrleitung aufweist, die mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung (18) für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist, und/oder e2) eine mit der Abfuhrleitung (26) für Rauchgas der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbundene Rauchgasrückführleitung, wobei die Rauchgasrückführleitung sowie die Abfuhrleitung (30) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (28) entweder direkt mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung (18) für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden sind oder die Rauchgasrückführleitung sowie die Abfuhrleitung (30) für Kohlendioxid der Trenneinrichtung (28) mit einer Kohlendioxidverdichtungseinrichtung (42) verbunden sind, die eine Abfuhrleitung aufweist, die mit einer der wenigstens einen Zufuhrleitung (18) für Kohlendioxid der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist, und, wobei die Anlage (10) ferner eine Elektrolyseeinrichtung (56) zur Auftrennung von Wasser in Wasserstoff und Sauerstoff umfasst, wobei die Elektrolyseeinrichtung (56) eine Wasserzufuhrleitung (58), eine Sauerstoffabfuhrleitung (60) und eine Wasserstoffabfuhrleitung (62) aufweist, und, wobei von der Sauerstoffabfuhrleitung (60) eine Leitung (68) in die Zufuhrleitung für Sauerstoff enthaltenes Gas (24) zur Synthesegasherstellungseinrichtung (12) führt.
2. Anlage (10) nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Synthesegasherstellungseinrichtung (12) auch eine Wasserstoffzufuhrleitung (63) umfasst, welche von der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung zu der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) führt.
3. Anlage (10) nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass die Synthesegasherstellungseinrichtung (12) ein Trockenreformer ist, der einen Nickeloxidkatalysator enthält und bei einem Druck von 10 bis 50 bar und einer Temperatur von 700 bis 1.200°C betreibbar ist.
4. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Fischer-Tropsch-Einrichtung (34) und/oder die Raffinationseinrichtung (36) eine Gasabfuhrleitung (50, 52) aufweisen, welche mit der Zufuhrleitung (22) für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist/sind.
5. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Raffinationseinrichtung (36) ein oder mehrere Produktabfuhrleitungen (48, 48‘, 48“) für synthetische Kraftstoffe aufweist, wobei wenigstens eine der ein oder mehreren Produktabfuhrleitungen (48, 48‘, 48“) für synthetische Kraftstoffe über eine Rückführleitung (54) mit der Zufuhrleitung (22) für Brennstoff der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist, so dass ein Teil der in der Raffinationseinrichtung (36) erzeugten synthetischen Kraftstoffe als Brennstoff in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) geleitet werden kann.
6. Anlage (10) nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, dass diese eine Steuereinrichtung umfasst, welche die Menge von in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) als Brennstoff geleiteten synthetischen Kraftstoff so steuert, dass der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) und bevorzugt der gesamten Anlage (10) kein externer Brennstoff zugeführt werden muss.
7. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass von der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung (56) eine Leitung (64) zu der Fischer-Tropsch-Ein- richtung (34), von der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung (56) eine Leitung (66) zu der Raffinationseinrichtung (36) und von der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung (56) eine Leitung (65) zur Synthesegasverdichtungseinrichtung (43) führt.
8. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass diese eine Wasservollentsalzungseinrichtung (70) umfasst, welche eine Frischwasserzufuhrleitung (72) und eine Abfuhrleitung (74) für entsalztes Wasser aufweist, wobei die Abfuhrleitung (74) für entsalztes Wasser mit der Wasserzufuhrleitung der Elektrolyseeinrichtung (56) verbunden ist, wobei vorzugsweise die Wasserentsalzungseinrichtung (70) einen oder mehrere Anionen- und Kationenaustauscher sowie eine Membraneinrichtung zur Entgasung umfasst, welche derart ausgelegt sind, dass Wasser soweit entsalzt und entgast werden kann, dass dessen Leitfähigkeit bei kleiner 20 pS/cm, bevorzugt kleiner 10 pS/cm, besonders bevorzugt kleiner 5 pS/cm und höchst bevorzugt maximal 2 pS/cm liegt.
9. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass diese eine Wasserreinigungseinrichtung (76) umfasst, welche eine von der Raffinationseinrichtung (36) zu der Wasserreinigungseinrichtung (76) führende Wasserzufuhrleitung (80) und eine von der Fischer-Tropsch-Einrichtung (34) zu der Wasserreinigungseinrichtung (76) führende Wasserzufuhrleitung (78) und eine von der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) zu der Wasserreinigungseinrichtung (76) führende Wasserzufuhrleitung (82) jeweils zur Reinigung von darin anfallendem Wasser und vorzugsweise auch eine von der Kohlendioxidverdichtungseinrichtung (42) zu der Wasserreinigungseinrichtung (76) führende Wasserzufuhrleitung (81) umfasst, wobei vorzugsweise die Wasserreinigungseinrichtung (76) über eine Leitung (88) mit der Wasservollentsalzungseinrichtung (70) verbunden ist, so dass in der Wasserreinigungseinrichtung (76) gereinigtes Wasser in die Wasservollentsalzungseinrichtung (70) geleitet werden kann.
10. Anlage (10) nach Anspruch 9, dadurch gekennzeichnet, dass die Wasserreinigungseinrichtung (76) einen anaeroben Reaktor umfasst.
11. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass diese einen Methan-Dampfreformer (31 ) als zweite Synthesegasherstellungseinrichtung (31) zur Herstellung eines Wasserstoff und Kohlenmonoxid umfassenden Rohsynthesegases aus Methan, Wasser und Wasserstoff aufweist, wobei der Methan-Dampfreformer (31) eine Wasserstoffzufuhrleitung (61), eine Methanzufuhrleitung (13), eine Wasser(dampf)zufuhrleitung (23), eine Abfuhrleitung (21) für Rohsynthesegas sowie eine Abfuhrleitung (85) für Wasser aufweist, wobei die Wasser- stoffzufuhrleitung (61) mit der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung (56) verbunden ist, die Abfuhrleitung (21) für Rohsynthesegas mit der Abfuhrleitung (20) für Rohsynthesegas der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist und vorzugsweise die Abfuhrleitung (85) für Wasser mit der Wasserreinigungseinrichtung (76) verbunden ist.
12. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass der Trenneinrichtung (28) eine Synthesegasverdichtungseinrichtung (43) zur Verdichtung des Gases auf den in der Fischer-Tropsch-Synthese erforderlichen Druck nachgeschaltet ist, wobei die Synthesegasverdichtungseinrichtung (43) mit der Trenneinrichtung (28) über eine Leitung (32) und mit der Fischer-Tropsch-Einrichtung (34) über eine Synthesegaszufuhrleitung (44) verbunden ist, wobei vorzugsweise die Synthesegasverdichtungseinrichtung (43) eine Wasserstoffzufuhrleitung (65) aufweist, welche mit der Elektrolyseeinrichtung (56) verbunden ist.
13. Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass diese ferner eine Methanisierungseinrichtung (11) zur Umsetzung von Kohlendioxid und Wasserstoff zu Methan und Wasser umfasst, wobei die Methanisierungseinrichtung (11) eine Kohlendioxidzufuhrleitung (19), eine Wasserstoffzufuhrleitung (67), die mit der Wasserstoffabfuhrleitung (62) der Elektrolyseeinrichtung (56) verbunden ist, eine Methanabfuhrleitung (17) und eine Wasserabfuhrleitung (87) aufweist, wobei die Methanabfuhrleitung (17) mit der Zufuhrleitung (14) für Methan der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) verbunden ist und vorzugsweise die Wasserabfuhrleitung (85) der Methanisierungseinrichtung (11) mit der Wasserreinigungseinrichtung (76) verbunden ist.
14. Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen, insbesondere von Flugturbinenkraftstoff (Kerosin), Rohbenzin und/oder Diesel, welches in einer Anlage (10) nach zumindest einem der vorhergehenden Ansprüche durchgeführt wird.
15. Verfahren nach Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, dass bei dem Verfahren kein Kohlendioxid abgeführt wird.
16. Verfahren nach Anspruch 14 oder 15, dadurch gekennzeichnet, dass in der Fischer-Tropsch-Einrichtung (34) erzeugtes Gas, in der Raffinationseinrichtung (36) erzeugtes Gas und ein Teil der in der Raffinationseinrichtung synthetischen Kraftstoffe als Brennstoff in den Wärmeerzeugungsabschnitt der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) geleitet werden, wobei das Verfahren so gesteuert wird, dass der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) und bevorzugt der gesamten Anlage (10) kein externer Brennstoff zugeführt werden muss.
17. Verfahren nach zumindest einem der Ansprüche 14 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung (56) erzeugten Wasserstoffs der Fischer-Tropsch-Einrichtung (34), ein Teil des erzeugten Wasserstoffs der Raffinationseinrichtung (36) und ein Teil des in der Elektrolyseeinrichtung (56) erzeugten Wasserstoffes der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) zugeführt wird, wobei das H2/CO-Molverhältnis in dem in der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) erzeugten Rohsynthesegas so gesteuert wird, dass es 1 ,15 bis 1 ,80 und bevorzugt 1 ,15 bis 1 ,50 beträgt.
18. Verfahren nach zumindest einem der Ansprüche 14 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass in der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) eine Trockenreformierung durchgeführt wird, bei der ein Nickeloxidkatalysator eingesetzt wird, und die Trockenreformierung bei einem Druck von 10 bis 50 bar und einer Temperatur von 700 bis 1.200°C betrieben wird.
19. Verfahren nach zumindest einem der Ansprüche 14 bis 18, dadurch gekennzeichnet, dass in einem Methan-Dampfreformer (31) aus Methan, Wasser und Wasserstoff ein Kohlenmonoxid und Wasserstoff umfassendes Rohsynthesegas hergestellt wird, wobei dem Methan-Dampfreformer (31 ) Wasser(dampf), Methan und aus der Elektrolyseeinrichtung (56) Wasserstoff zugeführt wird sowie aus dem Methan-Dampfreformer (31) Rohsynthesegas und Wasser abgeführt werden, wobei das Rohsynthesegas der Trenneinrichtung (28) zugeführt wird und vorzugsweise das Wasser der Wasserreinigungseinrichtung (76) zugeführt wird, wobei in der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) eine Trockenreformierung durchgeführt wird, das Verhältnis zwischen dem Trockenreformer und dem Methan- Dampfreformer auf 30 bis 60% zu 40 bis 65%, bezogen auf den Methaneinsatz eingestellt wird, in dem in dem Trockenreformer erzeugten Rohsynthesegas ein H2/CO Verhältnis von 1 ,13 bis 1 ,80 und bevorzugt 1 ,15 bis 1 ,50 eingestellt wird und in dem in dem Methan-Dampfreformer erzeugten Rohsynthesegas ein H2/CO Verhältnis von 3,20 bis 3,60 eingestellt wird.
20. Verfahren nach zumindest einem der Ansprüche 14 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass ferner in einer Methanisierungseinrichtung (11) Kohlendioxid sowie aus der Elektrolyseeinrichtung (56) zugeführter Wasserstoff zu Methan und Wasser umgesetzt werden, wobei das Methan der Synthesegasherstellungseinrichtung (12) zugeführt wird und vorzugsweise das Wasser der Wasserreinigungseinrichtung (76) zugeführt wird.
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