用于产生合成烃的方法和设备与流程

本发明涉及一种产生合成烃的方法和设备，其中产生较小量的废水。

背景技术：

根据申请号WO/2013/091879的专利案，存在产生合成官能化和/或非官能化烃的已知方法，其包括在烃转化器中将含烃流体分解为由碳C和氢H₂组成的H₂/C气溶胶，将气溶胶的至少一部分自烃转化器导入C转化器中以及将H₂O自外部来源引入C转化器中。H₂O与H₂/C气溶胶在C转化器中混合，借此H₂O和碳在高温下转化为由一氧化碳CO和氢气组成的气体混合物。一氧化碳和氢气在费舍尔托普希方法中借助于催化剂在CO转化器中转化成合成烃。除合成烃以外，还在费舍尔托普希方法中以副产物形式产生大致相同量的水(称为产物水)。一部分在费舍尔托普希方法中产生的烃溶解于产物水中。烃在水中的溶解性相当于大致400百万分率。如果产物水未处理地排放，那么溶解的烃可污染环境。因此，需要大量资本支出和操作成本以清洁或处理产物水。

技术实现要素：

本发明的目标为提供一种产生烃的方法和设备，其中处理产物水所需的支出可减少。

此目标通过产生合成烃的方法实现，其中产生合成气体是因为在步骤a)中，使碳与水接触或使碳和氢的混合物与水接触，即在800℃-1700℃的温度下。此后，在步骤b)中，合成气体借助于费舍尔托普希方法(Fischer Tropsch process)转化成合成官能化烃和/或非官能化烃，其中使所述合成气体与适合催化剂接触且其中溶解有一部分合成烃的水以副产物形式产生。接着，在步骤c)中，以副产物形式产生的水的至少一部分供应到步骤a)。溶解于水中的烃在步骤a)中的高温下分解成粒子状碳和氢。碳在水存在下且在步骤a)中的高温下转化成CO且形成产生的合成气体的一部分。以此方式，避免清洁一半以副产物形式在步骤b)中产生的水的高成本方法。

有利地，以副产物形式产生的水的温度在供应到步骤a)时控制或调节到至少溶解于其中的合成烃分解为碳和氢的分解温度。因此，在水蒸气存在下，由分解步骤产生的粒子状碳转化成气态CO，其可容易地引走且进行进一步处理。

在此方法中，碳优选地以与氢混合以形成气溶胶的C粒子形式存在。H₂/C混合物因此以可容易地在设施中运输以进行所述方法的流体形式存在。此外，可省去分离均处于高温下的碳和氢的步骤且可减少技术努力。此外，氢可充当能量源。

有利地，在步骤a)中与水接触之前，碳通过供应能量分解含烃流体以排除氧而产生。以此方式，可产生也含有热能的精细碳粒子。碳的热能提供步骤a)中的转化所需的能量的至少一部分。

含烃流体的分解优选地在至少部分通过以副产物形式产生的水冷却的烃转化器中进行。进而得以预防烃转化器的过大热负载且其使用寿命得以延长。此实施例在大于1000℃的温度出现于烃转化器中时特别有利。

在一个有利实施例中，一部分以副产物形式产生的水(产物水)在高于水中溶解的合成烃的分解温度的温度下气化且蒸气用于推动汽轮机。因此，无法用于步骤a)中的产物水的一部分可用于产生能量。溶解于水中的合成烃在高于分解温度下分解成粒子状碳和气态氢。碳转而在水存在下转化成气态CO。水可在穿过汽轮机之后通过冷凝方法容易地与气态CO分离且与气态氢分离。

上文指定的目标还通过用于产生合成烃的设备或设施实现，所述设备或设施包括适于将含烃流体分解为H₂/C气溶胶形式的烃转化器，且其包括至少一个具有至少一个用于含烃流体的烃入口和至少一个用于C粒子或H₂/C气溶胶的C出口的处理室和至少一个用于将能量引入处理室中的单元，其中能量至少部分由热量组成。此外，设备包括用于转化碳或烃和水的步骤的C转化器，其包括具有用于至少水的入口、用于至少碳的入口以及合成气体出口的处理室；其中烃转化器的C出口连接到C转化器的用于至少碳的C入口。此外，设备包括CO转化器，其适于进行费舍尔托普希方法以产生合成官能化烃和/或非官能化烃，且其包括里面布置有催化剂的处理室，且其具有用于引导合成气体与催化剂接触的构件和将催化剂和/或合成气体的温度控制或调节到预定温度的控制单元，其中CO转化器的处理室连接到C转化器的合成气体出口。CO转化器包括用于在产生合成烃期间以副产物形式产生的水的水出口。所述设备还包括水管，其从CO转化器的水出口运行到C转化器的用于至少水的入口。至少一部分(优选地一半)以副产物形式产生且其中还溶解有合成烃的水可在不需要高成本清洁方法的情况下馈入C转化器中。

所述设备的另一实施例包括热交换器构件，用于冷却烃转化器，或C转化器与CO转化器之间的合成气体管线，其中水管从CO转化器的水出口运行到热交换器构件且从热交换器构件运行到C转化器的用于至少水的入口。在此实施例中，在引入C转化器中之前，产物水另外用于冷却烃转化器且进而延长使用寿命。

优选地，烃转化器、其C出口、C转化器以及其用于至少碳的C入口以使形成于烃转化器中的碳和氢在一起馈入C转化器中的方式构建。进而实现设备的简单构造且热氢可用作加热C转化器的能量源。

在所述设备的一个实施例中，烃转化器和C转化器组合为组合转化器。由此，烃转化器的处理室由烃转化器区形成且C转化器的处理室由组合转化器的C转化器区形成，且烃转化器的C出口和C转化器的用于至少碳的入口由烃转化器区与C转化器区之间的转变区形成。因此，烃转化器与C转化器之间的热损失得以预防且实现整个设备的简单结构。

在所述设备配备有用于冷却烃转化器的热交换器构件或C转化器与CO转化器之间的合成气体管线的一个实施例中，所述设备还包括具有涡轮机叶片和蒸汽入口的汽轮机。汽轮机的蒸汽入口连接到热交换器构件且适于将一部分水以蒸气形式引导到涡轮机叶片，所述水以副产物形式产生且经由热交换器构件馈入。不用于C转化器的产物水部分可因此用于产生能量。此外，溶解于产物水中的烃可转化成气态材料(CO和H₂)，其可通过在汽轮机之后冷凝蒸气容易地与水分离。

本发明借助于附图参看特定实施例以更详细地阐述于下文中。

附图说明

图1为用于产生合成烃的设备的图示；

图2为用于产生合成烃的替代设备的图示。

具体实施方式

应注意，在以下描述中，表述以上、以下、右侧和左侧以及类似指示是指图中所说明的对准或配置且仅用于示例性实施例的描述。然而，这些表述不理解为限制性意义。此外，相同附图标记在其指代相同或类似部分的范围内在一定程度上用于不同附图中。在本申请中，此外，描述涉及“热”材料或实施“热”方法的方法和装置。结合此描述，表述“热”意图描述超过200℃且优选地超过300℃的温度。在合成烃提及于本申请案中的范围内，进而意指所有合成官能化烃和/或非官能化烃。

图1示意性地说明用于产生和制造合成烃的设备1。设备1包括用于产生合成烃的CO转化器3、C转化器5以及烃转化器7。还从图1了解根据此描述产生和制造合成烃的基本操作顺序。

CO转化器3为费舍尔托普希转化器，其将合成气体催化转化为合成官能化烃和/或非官能化烃和水(所谓的呈副产物形式的产物水)。CO转化器3包括里面布置有催化剂的处理室、用于引导合成气体与催化剂接触的其它构件以及将催化剂和/或合成气体的温度控制或调节到预定温度的控制单元。合成气体经由合成气体入口9馈入处理室中。烃经由烃出口11从CO转化器3去除且产物水从H₂O出口13排出。技术人员已知不必在本文中详细说明的各种型式的费舍尔托普希反应器和费舍尔托普希方法。主要反应方程式读取如下：

n CO+(2n+1)H₂→C_nH2_n+2+n H₂O(就烷烃来说)

n CO+(2n)H₂→C_nH_2n+n H₂O(就烯烃来说)

n CO+(2n)H₂→C_nH_2n+1OH+(n-1)H₂O(就醇来说)

费舍尔托普希方法可以高温方法或低温方法形式进行，其中处理温度一般在200℃与400℃之间。费舍尔托普希方法的已知变化形式尤其为高负载合成方法合成醇(Synthol)合成方法和壳牌公司(company Shell)的SMDS方法(SMDS＝壳牌中间馏出物合成)。通常，由液态气体(丙烷、丁烷)、汽油、煤油(柴油)、软石蜡、硬石蜡、甲烷、柴油或这些中的若干种的混合物组成的烃类化合物是通过费舍尔托普希转化器产生。正如技术人员所知，费舍尔托普希合成方法为放热的。来自费舍尔托普希方法的反应的热量可例如借助于热交换器(其未在图中示出)用以预加热水或含烃流体。

用于费舍尔托普希方法的合成气体来自C转化器5，其可为可从碳(C)和水(H₂O)产生合成气体(合成气)的任何适合的C转化器。C转化器5包括具有用于至少水的入口15、用于至少碳的C入口17以及合成气体出口19的处理室。C转化器5的合成气体出口19连接到CO转化器3的合成气体入口9。

在C转化器5中，H₂O经热碳馈入，否则其以碳和氢的流中的水蒸气形式引入且与此混合以根据化学方程式C+H₂O→CO+H₂转化。以下反应发生于C转化器5中：

C+H₂O→CO+H₂+131.38kJ/mol吸热

CO+H₂O→CO₂+H₂-41.19kJ/mol放热

以下反应在波杜平衡(Boudouard equilibrium)下进行：

2C+O₂→2CO+172.58kJ/mol吸热

由于所有三种反应彼此平衡，C转化器5中的方法优选地在800℃到1700℃、优选地在1000℃到1600℃的高温下发生，因为第二反应将优选地在较低温度下。达到此温度所需的热量主要通过从烃转化器7出现的材料而可用，如将更详细地描述于下文。C转化器5中的水(H₂O)在这些条件下为汽态且可因此直接以蒸汽形式引入。当设备1运作时，以避免具有水过剩以预防急剧冷却方法的方式控制水的添加。如果在C转化器5中发生过度冷却，那么第二反应将同样优先发生。

C转化器5在1000℃到1600℃的高温下工作状态最好以抑制放热水变换反应CO+H₂O→CO₂+H₂，并且因此使合成气体中的一氧化碳的比例最优化。技术人员已知C转化器5中的反应且因此将不在本文中更详细地描述。

烃转化器7包括烃入口21、C出口23以及任选的氢出口25。烃转化器7和C转化器5以使得烃转化器7的C出口23通过直接连接件27连接到C转化器5的C入口17的方式布置，其中C出口23也可直接形成C转化器5的C入口17。碳可因此直接从烃转化器7运输到C转化器5。

烃转化器7为可将引入的烃转化或分解为碳和氢的任何形式的烃转化器。烃转化器7可热操作或可借助于等离子体操作。在热操作烃转化器中，引入到反应室中的烃流体通过任何类型的热源加热到分解温度。在用等离子体操作的烃转化器中，能量输入借助于等离子弧实现。馈入的烃流体在分解温度下分解为碳和氢。如果可能，分解烃的方法应在不存在氧下进行以预防不希望的碳氧化物或水的形成。但是，例如与烃一起引入的少量氧不会对方法有害。

烃转化器7包括具有用于含烃流体的入口、至少一个用于将分解能量引入流体中的单元和至少上文所提到的C出口23的处理室。分解能量至少部分通过例如通过等离子体(等离子体反应器)产生的热量而可用。但是，其可通过一些其它方式(热反应器)而可用。分解步骤主要通过热量实现。流体应加热到超过1000℃且尤其加热到超过1500℃的温度。在等离子体操作的烃转化器的情况下，从外部供应或在烃转化器中产生的任何适合气体可选择为等离子气体。举例来说，例如氩气或氮气的惰性气体适用作等离子气体。另一方面，氢气H₂、CO或合成气体为适合候选物，因为氢气在分解烃的方法期间的任何情况下产生，且CO或合成气体在碳的进一步反应期间产生。

在所说明的实施例中，克瓦纳(Kvaerner)反应器用作烃转化器7，其借助于等离子燃烧器29中的等离子弧使得必需的热量可用。但是，已知其它反应器在较低温度且尤其在低于1000℃下操作，且除了热量之外，其将额外能量引入烃中，如借助于例如微波等离子体。如下文将更详细地描述，本发明考虑这两种反应器类型(以及在无等离子体的情况下操作的那些)且还尤其考虑彼此组合操作的那些。在温度大于1000℃的处理室中操作的烃转化器称作高温反应器，而在低于1000℃的温度下，尤其200℃与1000℃之间的温度下操作的那些称作低温反应器。

氢和碳借助于热量和/或等离子体产生自烃转化器7中的烃(C_nH_m)。烃优选地以气态形式引入到处理室中。在标准条件下呈液体形式的烃的情况下，其可在引入到烃转化器7中之前改变为气态形式，或其也可以精细雾化形式馈入。所有这些形式在本文中称作流体。含烃流体优选地由天然气、甲烷、液态气体或重油的流且尤其优选地常规或非常规天然气以及液态气体(湿气体)的流组成。

此外，设备1包括产物水管31，其从CO转化器3的H₂O出口13运行到C转化器的用于至少水的入口。产物水管31首先运行到附接至烃转化器7的热交换器33(出于冷却目的)且接着进一步运行到C转化器5的用于至少水的入口15。或者，产物水管31′可从CO转化器3的H₂O出口13直接延伸到C转化器5的入口15，如图中通过虚线所示。

热交换器33可例如附接至烃转化器7的外壁或可整合于其中。热交换器33可包括一或多个管道或腔室。举例来说，产物水管31可至少在烃转化器7的外壁的一部分中运行。举例来说，产物水管31可在烃转化器7的外壁周围定向若干次。此外，热交换器33可呈烃转化器7的双壁套管形式。此外，热交换器33的功能可通过多个邻近定位的烃转化器7和C转化器5的外壁之间的间隙提供。在此状况下，邻近定位的烃转化器7和C转化器5可通过共同外套管封闭以使得间隙形成于转化器5、7本身之间以及转化器5、7与外套管之间。产物水可经由这些间隙馈入且进而经加热。

在图中未示出的一个实施例中，热交换器33或额外的热交换器附接至C转化器5与CO转化器3之间的合成气体管线。在操作中，附接到其的热交换器33冷却从C转化器5(大于850℃)馈入CO转化器3(大致250℃-400℃)的合成气体。关于热交换器33的其它解释也适用于未在图中示出的此实施例。

此外，设备1包括任选的混合器35，其适于混合额外氢与来自C转化器的合成气体。额外氢可经管线36自任何氢源37供应，其中氢源37例如为氢储存容器或烃转化器7。在不包括混合器35的(未示出)实施例中，额外氢可直接馈入CO转化器3中。

在烃转化器7的C出口23之后(例如在C转化器5之后的入口处)，可布置任选的过滤器39，其适于在本文中普遍的温度下从C/H₂气溶胶滤出含碳粒子。任选的过滤器39还可形成C转化器5的整体组件。也可整合于C转化器5中的例如已知于德国专利申请第10 2013 013 443号的此类过滤器。当采用过滤器39时，大体上仅呈C粒子形式的碳在设备经操作时进入C转化器5的C入口17。在下文中，假定不提供过滤器39以使得C/H₂气溶胶因此馈入第一C转化器5中。但是，如果仅传递通过过滤器39与氢分离的C粒子，那么示例性实施例以恰好相同方式起作用。

由于烃转化器7中的高温，热交换器33还通过设备经操作时产生的废热变得极热，即加热到数百摄氏度。因此，引入到热交换器33中的产物水将以蒸气形式存在且将在压力下。蒸气主要含有水和小比例的一氧化碳和氢。一旦达到溶解烃的分解温度，一氧化碳和氢便从溶解于产物水中的烃产生。此外，设备1包括连接到热交换器33的蒸汽管41。一部分加压蒸气可从热交换器33中取出且经由蒸汽管41馈入汽轮机43中。汽轮机43包括导向分离装置47的涡轮机废气管线45。蒸气的成分在分离装置中彼此分离。分离装置的实例包括冷凝器，其中汽态水冷凝为液态水。冷凝水不含任何溶解烃且可经由水管48去除。一氧化碳和氢在高温和低温下均为气态且不在冷凝器中的冷却过程期间冷凝。因此，呈气体混合物(合成气体)形式的一氧化碳和氢经由气体管线49从分离装置去除。一氧化碳和氢可接着在适合位置再引入到设备1中，例如再引入到C转化器5中、混合器35中或CO转化器3中。

在CO转化器3的产物为在分离和精炼之后无法直接进一步处理或作为成品有益地出售的烃的混合物的范围内，这些烃(例如甲烷或短链石蜡)可反馈回本文描述的方法中。出于此目的，设备1包括任选的回水管50，在其辅助下，一部分以合成方式产生的烃可反馈回烃转化器7的烃入口21。取决于返回的、以合成方式产生的烃的组成，在将其引入到烃入口21中之前实现其进一步处理和/或与不适合烃的分离。

现将更详细地描述根据图1的设备1的操作。在下文中假设烃转化器7为克瓦纳型高温反应器。含烃流体(尤其呈气态形式)经由烃入口11引入到烃转化器7中。举例来说，如果烃为甲烷(CH₄)，那么1摩尔碳和2摩尔氢获自1摩尔甲烷。在其它烃的情况下，产生碳和氢的相应不同的摩尔比。烃根据以下反应方程式在约1600℃下在烃转化器7中转化，其中供应的能量为借助于电能在等离子体中产生的热量：

C_nH_m+能量→nC+m/2 H₂

在恰当控制的处理操作下，烃转化器7(克瓦纳反应器)能够在连续操作时获得烃向其成分氢和碳的几乎完全转化(取决于温度，烃的转化率大于94％，参见上文)。在分解步骤之后，氢和碳以混合物(即H₂/C气溶胶)形式存在。

H₂/C气溶胶从烃转化器7中取出且馈入C转化器5中。氢气充当碳(C粒子)的载气且不削弱C转化器中的转化步骤，然而，氢气可充当额外热载体介质。H₂/C气溶胶从C出口23馈出，进入C转化器5的C入口17。因此，在操作中，不仅碳而且氢从C出口23出来。以类似方式，不仅碳而且氢流入C入口17。由于从烃转化器7出现的H₂/C气溶胶在高温(优选地超过1000℃)下，其中含有的热能可用于维持优选地在大致1000℃的温度下工作的C转化器5中的转化步骤所需的温度。

热蒸气(水蒸气以及氢和一氧化碳)经由用于至少水的入口15从产物水管31引入到C转化器5中。水蒸气进而与H₂/C气溶胶混合且因此与热碳接触。

C转化器5在高温(优选地＞800℃且尤其优选地＞1000℃的温度)下工作状态最好，因这是吸热反应且与此竞争的水变换反应为放热反应。此技术人员已知的反应取决于压力和温度且将不在此详细地描述。引入到C转化器5中的水的量或碳的量可通过适合方法控制和/或调节。

C+H₂O→CO+H₂ΔH＝+131.38千焦/摩尔

尽管如此，波杜平衡也是此处的限制因素，这是为何在高于1000℃的温度下和在不存在水过剩的情况下几乎完全存在一氧化碳和氢的混合物。引入的蒸气已预加热到大致700℃-900℃的高温，因产物水已经由用于冷却烃转化器7的热交换器33馈入。最大部分的溶解于产物水中的烃已通过烃转化器7的废热在热交换器33中分解为碳和氢。存在于产物水中的烃不防热但热解地分解。来自烃转化器7的废热足以达到烃的裂解温度或分解温度。由于产物水中的烃经高度稀释(约400百万分率)，其将不存在碳聚集且因此也不在这些条件下出现大C粒子，其为可导致管线堵塞的东西。更加地，当在此状态时，碳继续与合成气体反应。仍可能携载于汽态产物水中的任何残留烃在高温下在以下C转化器5中分解为碳和氢。

在产物水经由产物水管31′且因此不经由热交换器33馈入的任选实施例的情况下，产物水处于大致对应于从CO转化器3出现之后的温度(200℃-350℃)的较低温度下。

由来自C转化器5的CO和H₂组成的气体混合物接着馈入至CO转化器3，且通过上文所提及的费舍尔托普希方法转化为合成烃和产物水。产物水接着以上文所提及的方式经由产物水管31反馈回C转化器5。

在操作中，约一半在CO转化器3中产生的产物水可再引入到C转化器中。与现有技术水平相比，这因此导致仅一半的产物水必须在其可排放到环境中之前进行清洁的优势。

如果经由热交换器33馈入比C转化器5中所需要更多的产物水且蒸发，那么可实现进一步改进。由于热交换器中的高温，溶解于产物水中的烃在热交换器33中直接分解(分解温度＞450℃)为碳和氢。热交换器因此与(上述)热烃转化器类似地运作。碳根据以上指定的方程式C+H₂O→CO+H₂与同样存在的水蒸气在热交换器33中类似地反应，且进而产生已提及的由水蒸气、一氧化碳以及氢组成的蒸气混合物。未引入到C转化器5中的过剩比例的蒸气混合物可经由蒸汽管41馈入到汽轮机43。汽轮机43可例如用于产生用于操作发电机的能量。

在蒸气混合物已在汽轮机43中执行其工作之后，其经由涡轮机废气管线45馈入到分离装置47。在分离装置47中，水蒸气冷凝以形成液态水；且氢气和一氧化碳经储存或在适合位置供应到方法(如上文所述)。冷凝水不再受污染且可排放到环境中。

图2中示出的设备1的结构大体上对应于图1中示出的结构。因此，相同附图标记用于指示类似或等效元件。此处省去等效元件的描述。在图2的设备1中且相比于图1中所示出的设备，烃转化器7和C转化器5经整合以形成组合转化器7/5且具有共同处理室，其包括两个区，即烃转化器区7和C转化器区5。两个区7和5之间的转变通过转变虚线23/17在图2中说明。等离子燃烧器29在区7中布置于转变线23/17以上并且在操作中，在其中进行分解引入到C粒子和氢中的烃的步骤。在操作中，引入汽态产物水(如上所述，蒸气主要含有水和极小比例的一氧化碳和氢)的步骤在转变线23/17以下的区5中实现。原则上，两个区7、5之间的转变点处的转变线23/17对应于根据图1的实施例的C出口23和C入口17。图2中的设备的其余结构对应于根据图1的实施例，并且因此将不在此处再次详细描述。

图2中的设备的操作与关于图1在上文所述类似。含烃流体(尤其呈气态形式)经由烃入口11引入到烃转化器区7中。举例来说，如果烃为甲烷(CH₄)，那么1摩尔碳和2摩尔氢产生自1摩尔甲烷。在其它烃的情况下，产生碳和氢的相应不同的摩尔比。烃根据以下反应方程式在约1600℃下在烃转化器区7中转化，其中供应的能量为借助于电能在等离子体中产生的热量：

C_nH_m+能量→n C+m/2 H₂

氢和碳在分解步骤之后以混合物形式(即以H₂/C气溶胶形式)存在。

H₂/C气溶胶从烃转化器区7朝向转变线23/17馈入且馈入C转化器区5中。因此，在操作中，不仅碳而且氢在转变线23/17以上馈入。氢气充当碳(C粒子)的载气且不削弱C转化器区5中的转化步骤。由于从烃转化器区7出现的H₂/C气溶胶处于高温(优选地超过1000℃)下，其中含有的热能可用于维持大致1000℃的温度优选地占优势的C转化器区5中的转化步骤所需的温度。

热蒸气(水蒸气、氢气以及一氧化碳)经由用于至少水的入口15从产物水管31引入到C转化器区5中。水蒸气因此与H₂/C气溶胶混合且进而与热碳接触。在C转化器区5中维持高温(＞800℃且尤其优选地＞1000℃)，因这是吸热反应且与此竞争的水变换反应为放热反应。引入到C转化器5中的水的量或碳的量可通过适合方法控制和/或调节。

C+H₂O→CO+H₂ΔH＝+131.38千焦/摩尔

尽管如此，波杜平衡也是限制因素，这是为何在高于1000℃的温度下和在不存在水过剩的情况下几乎完全存在一氧化碳和氢的混合物。引入的蒸气已预加热到大致700℃-900℃的高温，因产物水已出于冷却组合转化器7/5的烃转化器区7的目的经由热交换器33馈入。一部分溶解于产物水中的烃已通过烃转化器区7的废热分解为热交换器33中的碳和氢。仍可能在汽态产物水中输送的烃由于C转化器区5中的高温而分解为碳和氢。

在产物水经由产物水管31′且因此不经由热交换器33馈入的任选实施例的情况下，产物水处于大致对应于CO转化器3的操作温度(250℃-350℃)的较低温度下。

由来自C转化器区5的CO和H₂组成的气体混合物接着馈入至CO转化器3，且通过上文所提及的费舍尔托普希方法转化为合成烃和产物水。产物水接着以上文所提及的方式经由产物水管31反馈回C转化器区5。

在操作中，另外在根据图2的设备的情况下，约一半在CO转化器3中产生的产物水可再引入到C转化器区5中。与现有技术水平相比，这因此导致仅一半的产物水必须在其可排放到环境中之前进行清洁的优势。如参看图1在上文所述，如果经由热交换器33馈入比C转化器区5中所需要更多的产物水且蒸发，那么还可在图2的实施例中实现进一步改进。由于热交换器中的高温，溶解于产物水中的烃已在热交换器33中分解(分解温度＞450℃)为碳和氢。热交换器因此与热烃转化器类似地运作。碳根据以上指定的方程式C+H₂O→CO+H₂与同样存在的水蒸气在热交换器33中类似地反应，且进而产生由水蒸气、一氧化碳以及氢组成的蒸气混合物。未引入到C转化器5中的过剩比例的蒸气混合物可经由蒸汽管41馈入到汽轮机43。在蒸气混合物已在汽轮机43中执行其工作之后，其经由涡轮机废气管线45馈入到分离装置47中。在分离装置47中，水蒸气经冷凝以形成液态水，且氢气和一氧化碳经储存或在适合位置供应到如上文所述的方法。冷凝水不再受污染且可排放到环境中。

在所有实施例中，包括于C粒子中的热量足以使水达到C转化器或C转化器区中想要的温度。仅在烃转化器3中产生的热量不足以达成大致1000℃的所需转化温度的情况下，可提供任选的额外加热单元以加热C转化器或C转化器区9。此类额外加热单元还可用作用于水或碳的供应管线区域中的预加热单元。纯粹借助于烃转化器7中产生的热量加热所有部分的方法可在开始时持续太长时间。额外加热单元可因此仅用于设备的起始阶段，以使设备的转化器或介质输送部分达到初始温度以使得系统将更快速地达成所需温度状态。

最后，可提及关于个别转化器中的转化方法的以下实例：

a)明确数目：

引入烃转化器7中：1043023吨甲烷

引入C转化器5中：758115吨水

从CO转化器的输出：1180527吨烃(产物)

来自CO转化器的副产物：1516231吨水

消耗CO₂ 925999吨

b)作为起始物质的标准化为1000吨的甲烷：

引入烃转化器7中：1000吨甲烷

引入C转化器5中：727吨水

从CO转化器的输出：1132吨烃(产物)

来自CO转化器的副产物：1454吨水

消耗CO₂ 888吨

原则上，还可在包括蒸汽重整器和费舍尔托普希转化器的常规GtL工厂(GtL＝气体至液体)中使用所述方法且合成气体通过其借助于蒸汽重整方法而来源于甲烷或一些其它烃。基本方程式进而通常为：

CH₄+3H₂O＝CO+3H₂+2H₂O

出于技术原因，约三摩尔水用于根据现有技术水平的蒸汽重整方法中，其中两摩尔水接着在再形成步骤之后保留(但已通过其加热)。在使用蒸汽重整器的常规GtL工厂中，可通过应用本说明书中公开的原理将全部量的以副产物形式产生的CO转化器3的工艺用水馈回蒸汽重整器中。在烃热解之后残留的其余水接着在CO转化器3之前沉淀。

已基于优选实施例描述本发明，其中描述的实施例的个别特征可在其相容的范围内彼此自由组合和/或交换。同样，描述的实施例的个别特征可在其并非强制所需的范围内省去。对于技术人员，许多修改和布置在不背离本发明的概念的情况下是可能和明显的。