СПОСОБ И УСТРОЙСТВО ДЛЯ ПРОВЕДЕНИЯ СИНТЕЗА ФИШЕРА-ТРОПША
METHOD AND DEVICE FOR CARRYING OUT FISCHER-TROPSCH SYNTHESIS

Область техники
Данное изобретение относится к способу и устройству для проведения синтеза Фишера-Тропша, в частности к способу и устройству для проведения двухстадийного синтеза Фишера-Тропша.
Уровень техники
Поскольку в последние годы значительно растут цены на нефть, больше внимания стали уделять технологии разработки и получения альтернативных нефтепродуктов. Синтез-газы получают с использованием угля, природного газа и других веществ; полученные синтез-газы подвергают обработке способами конверсии водяного газа и очистки синтез-газа в соответствии с требованиями катализаторов синтеза Фишера-Тропша для синтез-газов; обработанные синтез-газы используют в качестве сырья для получения углеводородов и побочных продуктов - кислородсодержащих соединений - посредством синтеза Фишера-Тропша, а затем перерабатывают их с использованием отработанных методов переработки нефти для получения высококачественных, не наносящих вреда окружающей среде нефтепродуктов. Основой процесса является способ синтеза Фишера-Тропша. Таким образом, можно видеть, что разработка новых способов синтеза Фишера-Тропша имеет большое значение для разработки способов получения альтернативных нефтепродуктов.
Технология сжижения угля (авторы: Gao Jinsheng, Zhang Dexiang, Chemical Industry Press, March 2005, Ed. 1) описывает отработанный способ синтеза Фишера-Тропша фирмы Sasol. Этот способ по сути является одностадийным процессом. В соответствии с типами реакторов, способ разделяют на способ Arge, где применяют неподвижные слои катализатора; способ Kellogg, где применяют флюидизированные слои катализатора; и способ Sasol синтеза по Фишеру-Тропшу с псевдоожиженным слоем, где применяют псевдоожиженные слои. На предприятии Sasol 1 остаточный газ процесса Arge используют в качестве сырья для процесса Kellogg, и это не является двухстадийным технологическим процессом с использованием одного и того же реактора.
Реактор с псевдоожиженным слоем является трехфазной колонной с барботажем, работающей в среднем диапазоне температур, в которой газообразное сырье (газовую фазу) барботируют через расплавленный синтетический парафин Фишера-Тропша (жидкая фаза) и гранулы катализаторов (твердая фаза). Сырье в виде предварительно подогретого синтез-газа поступает в реактор со дна и диффундирует в суспензию, состоящую из полученного жидкого парафина и гранул катализатора. В ходе подъема пузырьков снизу вверх, синтез-газ постоянно участвует в реакциях синтеза Фишера-Тропша с образованием еще большего количества синтетических парафинов Фишера-Тропша. Тепло, образующееся в ходе реакции, отводят посредством пара, который получают с помощью встроенного охлаждающего змеевика. Полученные парафиновые продукты отделяют на встроенном фильтре в реакционной зоне псевдоожиженного слоя реактора, чтобы вывести их из реактора; или парафиновые продукты получают в процессе отделения парафинов, полученных синтезом Фишера-Тропша, от твердых частиц катализаторов с помощью устройства для разделения жидкости и твердого вещества, расположенного снаружи, после извлечения суспензии. После охлаждения остаточного газа, выходящего из верхней части реактора, можно получить легкие компоненты и воду. Полученные углеводородные продукты направляют на расположенное ниже по ходу технологического потока устройство для очистки продукта, а воду направляют на отделяющее устройство для утилизации.
Реактор с псевдоожиженным слоем обладает хорошими возможностями по выносу тепла, позволяет хорошо перемешивать реагенты в нем, является предпочтительным для регулирования температуры реакции и вывода реакционного тепла, а также позволяет работать в изотермических условиях, таким образом достигая более высокой скорости реакции при более высокой средней рабочей температуре; отличительными особенностями реактора являются простота контроля и низкая стоимость работы; при регулярной замене катализатора легко контролировать срок службы катализаторов; селективность процесса контролировать еще легче, улучшая, таким образом, качество промежуточных продуктов. Таким образом, если в основном получают синтетические парафины и дизельное топливо, реактор Фишера-Тропша с псевдоожиженным слоем имеет явные преимущества и становится основным направлением развития технологии синтеза Фишера-Тропша.
Реактор с псевдоожиженным слоем имеет уникальную конструкцию. Для того, чтобы поддерживать характеристики псевдоожиженного слоя, во-первых, катализаторы следует производить в виде мелких гранул, для суспендирования их в зоне жидкой фазы; во-вторых, работу следует проводить в конкретном диапазоне реакционных температур, так, чтобы полученные в синтезе Фишера-Тропша парафины, образующиеся при реакции, существовали в жидкой фазе, для обеспечения суспензионных условий. Кроме того, работу следует проводить при определенном расходе газа (приведенной скорости газа), таким образом предотвращая седиментацию гранул катализатора при слишком низком расходе газа и предотвращая унос гранул катализатора газом из реактора при слишком высоком расходе газа. Таким образом, если имеется необходимость увеличить производительность устройства для синтеза по Фишеру-Тропшу, то есть увеличить расход газового сырья для синтеза Фишера-Тропша, диаметр реактора следует увеличить, чтобы поддерживать скорость газа, необходимую для пустой колонны.
Однако, если имеется необходимость повысить возможности устройства для получения синтетической нефти Фишера-Тропша в количестве, превышающем 500000 тонн/год, которые ограничены технологиями получения, применяемыми в реакторе, условиями транспортировки и т.д., то максимальный диаметр реактора в настоящее время может достигать величины только около 10 метров. Таким образом, для переработки требуются по меньшей мере два реактора с псевдоожиженным слоем. В настоящее время мегатонное устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша, внедренное в промышленное производство, конструируют в виде двух комплектов из целых обычных однокомплектных реакторов с псевдоожиженным слоем, с процессом синтеза по Фишеру-Тропшу и параллельным действием. В верхней части каждого реактора размещены разделительные устройства типа нефтепродукты-вода-газ для продуктов; основную часть остаточного газа снова направляют в каждый из реакторов для обеспечения необходимой общей степени превращения углерода, а небольшую порцию остаточного газа выпускают наружу.
3
5
3
5
3
5
3
4
Китайский патент № CN 1611565 (заявка № CN 2003 10108146 X) раскрывает способ получения жидкого топлива с использованием синтез-газа, включающий блок синтеза Фишера-Тропша, блок извлечения C-C и блок очистки нефтепродуктов. Блок синтеза Фишера-Тропша разделен на две стадии, и все его продукты представляют собой парафин и конденсаты; две стадии устройств для проведения синтеза Фишера-Тропша, соответственно, частично рециркулируют остаточный газ; остальной остаточный газ от синтез-газа первой стадии процесса Фишера-Тропша вводят, в качестве газового сырья, на вторую стадию устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша; оставшийся остаточный газ со второй стадии устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша вводят в блок извлечения C-C. Блок извлечения C-C извлекает из остаточного газа большую часть компонентов выше C способом глубокого охлаждения, и компоненты направляют в блок очистки нефтепродуктов, совместно с парафинами и конденсатами, полученными в блоках на двух стадиях синтеза Фишера-Тропша, с получением жидкого топлива. В этом способе применяется двухстадийное устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша, которое может снизить производительность по CH, снижая степень превращения СО на одной стадии. Однако в этом процессе частично рециркулируют остаточный газ на первой стадии устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша, что увеличивает капиталовложения и эксплуатационные расходы на систему компрессора для рециркуляции и снижает экономическую эффективность процесса в целом. Кроме того, в устройстве для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша применяется частичная рециркуляция остаточного газа, что снижает загрузку реактора по перерабатываемому сырью (свежему синтез-газу) и снижает выход нефтепродуктов.
1
4
1
4
Китайский патент № CN 1948438 (заявка CN 200610140020.4) относится к способу синтеза Фишера-Тропша, включающему следующие стадии: a) введение сырья из синтез-газа на первую стадию реактора синтеза Фишера-Тропша для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов; b) разделение продуктов первой стадии реакции синтеза Фишера-Тропша; при этом часть остаточного газа возвращают на первую стадию реакции синтеза Фишера-Тропша для проведения реакций при рециркуляции, a C-C углеводороды, содержащиеся в других остаточных газах, превращают в синтез-газы; c) смешивание прореагировавшего остаточного газа со стадии b) с рециркулированным остаточным газом со второй стадии реакции синтеза Фишера-Тропша, введение смешанного газа на вторую ступень реактора синтеза Фишера-Тропша для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов; а) разделение продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша, при этом большую часть остаточного газа возвращают в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша для проведения реакций при рециркуляции, а оставшийся остаточный газ выпускают наружу. В этом способе применяют процесс рециркуляции газа, и на первой стадии обеспечен компрессор для рециркуляции газа, что снижает способность реактора перерабатывать свежие синтез-газы; более того, если остаточный газ вводят на вторую ступень, то для превращения C-C легких углеводородов в синтез-газы требуется процесс переработки природного газа в синтез-газ посредством окисления с саморазогревом, что увеличивает стоимость устройств.
2
2
Китайская патентная публикация № CN 100575457C (патент № ZL 200610140019.1) относится к способу синтеза Фишера-Тропша, включающему следующие стадии: (1) введение угольного сырья для получения синтез-газов на первую ступень реактора синтеза Фишера-Тропша, для приведения его в контакт с катализаторами на основе железа, и проведение реакции в условиях синтеза Фишера-Тропша; (2) отделение продуктов реакции первой стадии, при этом остаточный газ, оставшийся после реакции, представляет собой CO, и введение их в устройство для конверсии C1-C4 углеводородов с получением СО и H; введение прореагировавшего остаточного газа на вторую ступень реактора синтеза Фишера-Тропша для приведения его в контакт с катализаторами на основе кобальта в условиях проведения реакции синтеза Фишера-Тропша и проведения реакции; (3) отделение продуктов второй стадии реакции, выпуская в атмосферу часть остаточного газа, при этом другие остаточные газы возвращают в реактор первой ступени синтеза Фишера-Тропша для использования при рециркуляции. В этом способе в реакторе первой ступени используют псевдоожиженный слой, а часть газообразного сырья представляет собой рециркулированный газ из остаточного газа реакции второй стадии. Для реакции второй стадии используют катализаторы на основе кобальта, хотя эта реакция имеет более высокую объемную производительность, и отвод реакционного тепла трудно контролировать, так как используют реактор с неподвижным слоем. Кроме того, процесс с неподвижным слоем трудно применять в большом масштабе.
Сущность изобретения
Задачей данного изобретения является обеспечение способа и устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша, в частности, двухстадийного способа и устройства для синтеза Фишера-Тропша.
Один из аспектов данного изобретения относится к способу синтеза Фишера-Тропша, включающему следующие стадии:
a) проведение реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша:
2
введение газообразного сырья, содержащего СО и H, в реактор первой стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов с получением продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
b) разделение продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша:
разделение продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша, с отделением воды от непрореагировавшего остаточного газа и получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
c) проведение реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша:
введение непрореагировавшего остаточного газа, полученного на стадии b), в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов с получением продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
d) разделение продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша:
разделение продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша, с отделением воды от непрореагировавшего остаточного газа и получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша, при этом часть непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша возвращают в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакций при рециркуляции.
Другой аспект данного изобретения относится к устройству для проведения синтеза Фишера-Тропша, включающему:
A) реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша, содержащий катализаторы синтеза Фишера-Тропша, причем реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша включает по меньшей мере:
вход в реактор первой стадии, расположенный в нижней части реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
верхний выход реактора первой стадии, расположенный в верхней части реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
выход для парафина или суспензии, полученных на первой стадии синтеза Фишера-Тропша, расположенный в зоне псевдоожиженного слоя реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
B) разделительное устройство первой стадии, для разделения верхних продуктов, полученных из верхнего выхода реактора первой стадии, отделяя при этом воду от непрореагировавшего остаточного газа, с получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша; причем разделительное устройство первой стадии включает:
вход разделительного устройства первой стадии, соединенный с верхним выходом реактора первой стадии;
множество выходов разделительного устройства первой стадии, включающих:
выход для углеводородного продукта первой стадии; и
выход для непрореагировавшего остаточного газа первой стадии;
C) реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, содержащий катализаторы синтеза; причем реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша включает по меньшей мере:
вход реактора второй стадии, расположенный в нижней части реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша и соединенный с выходом для непрореагировавшего остаточного газа первой стадии;
верхний выход реактора второй стадии, расположенный в верхней части реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
выход для парафина или суспензии, образованных на второй стадии синтеза Фишера-Тропша, в зоне псевдоожиженного слоя реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
D) разделительное устройство второй стадии, для разделения верхних продуктов, выходящих их верхнего выхода реактора второй стадии, с отделением воды от непрореагировавшего остаточного газа для получения углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша, причем разделительное устройство второй стадии включает:
вход разделительного устройства второй стадии, соединенный с верхним выходом реактора второй стадии;
множество выходов разделительного устройства второй стадии, включающих:
выход для углеводородного продукта второй стадии; и
выход для непрореагировавшего остаточного газа второй стадии.
Способ и устройство согласно данному изобретению преодолевают недостатки обычного способа синтеза Фишера-Тропша для получения жидких продуктов, такие как высокие капитальные затраты и эксплуатационные расходы для устройства, низкая объемная производительность и низкий коэффициент использования СО; они упрощают технологический процесс и пригодны для крупномасштабного промышленного производства.
Краткое описание чертежей
Фиг.1 представляет собой блок-схему способа двухстадийного крупномасштабного синтеза Фишера-Тропша согласно данному изобретению.
Подробное описание примеров воплощения
Данное изобретение осуществляют на основе понимания основных особенностей реакции синтеза Фишера-Тропша (особенно реакции синтеза Фишера-Тропша с катализаторами на основе железа).
Реакцию синтеза Фишера-Тропша с катализаторами на основе железа разделяют на два типа:
<mrow><mi>C</mi><mi>O</mi><mo>+</mo><msub><mi>H</mi><mn>2</mn></msub><mo>→</mo><mi>H</mi><mi>C</mi><mrow><mo>(</mo><mrow><mi>у</mi><mi>г</mi><mi>л</mi><mi>е</mi><mi>в</mi><mi>о</mi><mi>д</mi><mi>о</mi><mi>р</mi><mi>о</mi><mi>д</mi></mrow><mo>)</mo></mrow><mo>+</mo><msub><mi>H</mi><mn>2</mn></msub><mi>O</mi><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mrow><mo>(</mo><mn>1</mn><mo>)</mo></mrow></mrow>
<mrow><mi>C</mi><mi>O</mi><mo>+</mo><msub><mi>H</mi><mn>2</mn></msub><mi>O</mi><mo>↔</mo><mi>C</mi><msub><mi>O</mi><mn>2</mn></msub><mo>+</mo><msub><mi>H</mi><mn>2</mn></msub><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mtext> </mtext><mrow><mo>(</mo><mn>2</mn><mo>)</mo></mrow></mrow>
где реакция (2) второго типа представляет собой реакцию конверсии водяного газа (КВГ), и это обратимая реакция, в которой степень превращения СО составляет 15-35% от общей степени превращения углерода.
2
2
2
Очевидно, способ повышения скорости реакции синтеза Фишера-Тропша, повышающий возможности устройства производить синтетические нефтепродукты Фишера-Тропша и повышающий коэффициент использования СО, заключается в повышении объемного расхода эффективного синтез-газа (CO+H) на входе в реактор (который можно выразить как парциальное давление эффективного синтез-газа при поддержании конкретной приведенной скорости газа), и снижении скорости реакции КВГ в прямом направлении. Из характеристик реакции КВГ можно видеть, что имеются два эффективных средства снижения скорости реакции КВГ в прямом направлении и увеличения коэффициента использования CO: а) снижение парциального давления HO в системе; b) повышение парциального давления CO в системе.
С другой стороны, так как на катализаторах на основе железа протекают реакции КВГ второго типа, снижение парциального давления воды в системе благоприятно для снижения скорости реакции КВГ в прямом направлении, что относительно увеличивает концентрацию реагентов CO, которые превращаются в углеводороды в реакциях синтеза Фишера-Тропша первого типа, и это благоприятно для повышения скорости реакции синтеза Фишера-Тропша.
Авторы изобретения обнаружили, что если реактор организован в несколько стадий, и между стадиями проводят удаление газовой фазы, скорость реакции синтеза Фишера-Тропша можно повысить, а производительность устройства можно увеличить.
При использовании катализаторов на основе кобальта, хотя реакция КВГ протекает слабо, присутствие воды, полученной при реакции синтеза Фишера-Тропша, также будет влиять на скорость реакции синтеза Фишера-Тропша.
Данное изобретение создано на основе понимания особенностей реакции синтеза Фишера-Тропша и на основе проведенных экспериментов.
В данном изобретении термины «связанный с…» и «соединенный с…» означают, что два объекта соединены непосредственно или посредством общих деталей или устройств (например, клапана, насоса, теплообменника).
Если не имеется противоречий, все примеры, формы воплощения и признаки данного изобретения можно объединять друг с другом.
Данное изобретение относится к способу синтеза Фишера-Тропша, включающему следующие стадии:
a) реакцию первой стадии синтеза Фишера-Тропша:
2
введение газообразного сырья, содержащего CO и N, в реактор первой стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов, с получением продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
b) разделение продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша:
разделение продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша с отделением воды от непрореагировавшего остаточного газа и получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
c) реакцию второй стадии синтеза Фишера-Тропша:
введение непрореагировавшего остаточного газа, полученного на стадии b), в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов, с получением продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
d) разделение продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша:
разделение продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша с отделением воды от непрореагировавшего остаточного газа и получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша; при этом часть непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша возвращают в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакций при рециркуляции.
Предпочтительно, непрореагировавший остаточный газ реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша не возвращают в реактор первой стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакций при рециркуляции.
Предпочтительно, на стадии а) свежий синтез-газ, в качестве газового сырья, проходит через реактор первой стадии синтеза Фишера-Тропша за один проход.
Предпочтительно степень превращения СО в реакторе первой стадии синтеза Фишера-Тропша регулируют на уровне 30-70%, более предпочтительно 40-65%, и еще более предпочтительно 50-60%.
Предпочтительно, содержание воды в газообразном сырье составляет менее 0,05%, предпочтительно менее 0,01%, более предпочтительно менее 0,005%, и наиболее предпочтительно - менее 0,0001% (об.).
Предпочтительно содержание воды в непрореагировавшем остаточном газе, поступающем в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша, составляет менее 0,05%, предпочтительно менее 0,01%, более предпочтительно менее 0,005% и наиболее предпочтительно менее 0,0001% (об.).
Предпочтительно степень превращения СО в реакторе первой стадии синтеза Фишера-Тропша регулируют до уровня 30-70%, более предпочтительно 45-65%, и еще более предпочтительно 50-60%.
Разделение на стадиях b) и d) включает разделение нефтепродуктов-воды-газа для верхних продуктов реакции синтеза Фишера-Тропша. Предпочтительно, разделение нефтепродуктов-воды-газа для верхних продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии b) и/или разделение нефтепродуктов-воды-газа для верхних продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии d) включает следующие стадии:
во-первых, проведение мгновенного разделения с использованием высокотемпературного сепаратора высокого давления, с получением жидкостей и газов из высокотемпературного сепаратора высокого давления;
затем проведение мгновенного разделения газов из высокотемпературного сепаратора высокого давления с использованием холодного сепаратора высокого давления, с получением двух фаз: жидкости из холодного сепаратора высокого давления, которая представляет собой смешанный жидкофазный продукт из легких дистиллятных нефтепродуктов и воды, и газа из холодного сепаратора высокого давления, который представляет собой непрореагировавший остаточный газ.
Предпочтительно, высокотемпературный сепаратор высокого давления работает при 120-220°С, предпочтительно при 140-180°С. Предпочтительно, холодный сепаратор высокого давления работает при 5-60°С, более предпочтительно при 10-50°С.
Предпочтительно, способ согласно изобретению дополнительно включает:
е) введение жидкостей из высокотемпературного сепаратора высокого давления, полученных в реакциях первой и второй стадии синтеза Фишера-Тропша, в высокотемпературный сепаратор низкого давления, и проведение повторного мгновенного разделения с получением тяжелых дистиллятных нефтепродуктов и газов из высокотемпературного сепаратора низкого давления; и, возможно
f) введение смешанных жидкофазных продуктов из холодного сепаратора высокого давления, полученных в реакциях первой и второй стадии синтеза Фишера-Тропша, и, возможно, газов из высокотемпературного сепаратора низкого давления, в холодный сепаратор низкого давления, и проведение мгновенного разделения с получением газов из холодного сепаратора низкого давления, легких дистиллятных нефтепродуктов и воды.
Высокотемпературный сепаратор низкого давления может работать при 60-200°С, предпочтительно при 70-180°С, более предпочтительно при 80-160°С и наиболее предпочтительно при 90-140°С. Холодный сепаратор низкого давления может работать при 5-60°С, предпочтительно при 20-50°С.
Предпочтительно, реакцию первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а) проводят при следующих реакционных условиях:
Предпочтительно, в отношении реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), температура реакции составляет 200-320°С, предпочтительно 235-275°С, а более предпочтительно 245-265°С.
Предпочтительно, в отношении реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), давление реакции составляет 1,5-5 МПа (15-50 бар); предпочтительно 2-4 МПа (20-40 бар); и более предпочтительно 2,5-3,5 МПа (25-35 бар).
Предпочтительно, в отношении реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), приведенная скорость газа на входе в реактор составляет 10-40 см/с, предпочтительно 15-35 см/с, и более предпочтительно 15-25 см/с.
Предпочтительно, в отношении реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), отношение объемного расхода газового сырья (газа на входе в реактор) к массе катализатора (то есть отношение газ/катализатор) составляет 2000-50000 мл (н.у.)/г кат./ч, предпочтительно 5000-30000 мл (н.у.)/г кат./ч, и более предпочтительно 8000-20000 мл (н.у.)/г кат./ч.
Предпочтительно, реакцию второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии с) проводят при следующих реакционных условиях:
Предпочтительно, в отношении реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), температура реакции составляет 200-320°С, предпочтительно 235-275°С и более предпочтительно 245-265°С.
Предпочтительно, в отношении реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), реакционное давление составляет 1,5-5,0 МПа (15-50 бар), предпочтительно 1,8-3,8 МПа (18-38 бар), и более предпочтительно 2,5-3,5 МПа (25-35 бар).
Предпочтительно, в отношении реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), приведенная скорость газа на входе в реактор составляет 10-40 см/с, предпочтительно 15-35 см/с, и более предпочтительно - 15-25 см/с.
Предпочтительно, в отношении реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), отношение объемного расхода газа к массе катализатора составляет 2000-50000 мл (н.у.)/г кат/ч, предпочтительно 5000-30000 мл (н.у.)/г кат/ч, и более предпочтительно 8000-20000 мл (н.у.)/г кат/ч.
2
Предпочтительно, в отношении реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а), объемное отношение СО к H в газовом сырье составляет 0,67-2,2, предпочтительно 0,8-2, более предпочтительно 1-2, и наиболее предпочтительно 1,4-2.
Предпочтительно, газовое сырье на стадии а) представляет собой синтез-газ, и предпочтительно представляет собой синтез-газ, подвергнутый очистке и реакции конверсии водяного газа. Предпочтительным газообразным сырьем является свежий синтез-газ.
2
2
Предпочтительно, катализаторы, применяемые на стадиях а) и с), являются катализаторами на основе железа или кобальта. Предпочтительно, при использовании катализаторов на основе железа, объемное отношение H к CO в газовом сырье составляет 1,4-1,8, предпочтительно 1,4-1,7, более предпочтительно 1,5-1,7 и наиболее предпочтительно 1,5-1,6. Предпочтительно, при использовании катализаторов на основе кобальта объемное отношение H к СО в газообразном сырье предпочтительно составляет 1,8-2,2, предпочтительно 1,9-2,1, более предпочтительно 1,95-2,05, и наиболее предпочтительно 2,0.
Предпочтительно количество реакторов для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша равно количеству реакторов для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша или превышает его; более предпочтительно, если количество реакторов для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша больше, чем количество реакторов для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша. Если количество реакторов для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша больше, чем один (или количество реакторов для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша больше, чем два), реакторы для проведения синтеза Фишера-Тропша на этой стадии соединены параллельно.
Предпочтительно, реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша и реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша представляют собой реакторы с псевдоожиженным слоем. Предпочтительно реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша представляет собой один реактор с псевдоожиженным слоем, или множество реакторов с псевдоожиженным слоем, соединенных параллельно; а реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша представляет собой один реактор с псевдоожиженным слоем. Реакторы для проведения синтеза Фишера-Тропша могут быть также с неподвижными слоями, неподвижными флюидизиированными слоями и с флюидизированными слоями.
2
2
2
Предпочтительно непрореагировавший остаточный газ реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша смешивают со всем непрореагировавшим остаточным газом реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша, а затем вводят в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша. Предпочтительно объемное отношение в смеси непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша к непрореагировавшему остаточному газу реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша составляет 0,5-5, предпочтительно 1-3, и более предпочтительно 1,5-2,5. Предпочтительно, CO в непрореагировавшем остаточном газе реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша удаляют перед смешиванием. Например, удаление CO проводят способом удаления CO горячим карбонатом калия, или способом промывки водой.
Предпочтительно на стадии b) продукты, выходящие из верхней части реактора, вводят в высокотемпературный сепаратор высокого давления (например, при 120-220°С, предпочтительно при 140-180°С), для проведения мгновенного разделения и отделения газовой фазы от фазы тяжелых нефтепродуктов. Потоки газовой фазы вводят в холодный сепаратор высокого давления (например, при 5-60°С, предпочтительно при 10-50°С), для повторного проведения мгновенного разделения и получения смешанных жидкофазных продуктов из газа, легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды.
Предпочтительно на стадии d) выходящие из верхней части реактора продукты вводят в высокотемпературный сепаратор высокого давления (например, при 120-220°С, предпочтительно при 140-180°С) для проведения мгновенного разделения с получением газовой фазы и фазы тяжелых нефтепродуктов. Потоки газовой фазы вводят в холодный сепаратор высокого давления (например, при 5-60°С, предпочтительно при 10-50°С), для повторного проведения мгновенного разделения и получения смешанных жидкофазных продуктов из газа, легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды.
2
2
2
2
Количество выпускаемого остаточного газа определяется содержанием в остаточном газе CO и H, чтобы гарантировать, что содержание СО и H в остаточном газе не превышает 40%; если содержание СО и H в остаточном газе больше, чем 50%, то выпускаемое количество должно быть уменьшено; если содержание СО и H в остаточном газе меньше, чем 40%, то выпускаемое количество следует увеличить.
Другой аспект данного изобретения относится к устройству для проведения синтеза Фишера-Тропша, включающему:
A) реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша, содержащий катализаторы синтеза Фишера-Тропша; причем реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша включает:
вход в реактор первой стадии, расположенный в нижней части реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
верхний выход реактора первой стадии, расположенный в верхней части реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
выпуск для парафинов или суспензии с первой стадии синтеза Фишера-Тропша, расположенный в зоне псевдоожиженного слоя реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
B) разделительное устройство первой стадии, для разделения верхних продуктов, выходящих из верхнего выпуска реактора первой стадии, с отделением, таким образом, воды от непрореагировавшего остаточного газа, с получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша; причем разделительное устройство первой стадии включает:
вход в разделительное устройство первой стадии, соединенный с верхним выходом реактора первой стадии;
множество выходов из разделительного устройства первой стадии, включающих:
выход для углеводородного продукта, полученного на первой стадии; и
выход для непрореагировавшего остаточного газа, полученного на первой стадии;
C) реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, содержащий катализаторы синтеза Фишера-Тропша; причем реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша включает:
вход в реактор второй стадии, расположенный в нижней части реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша и соединенный с выходом для непрореагировавшего остаточного газа, полученного на первой стадии;
верхний выход из реактора второй стадии, расположенный в верхней части реактора 102 для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
выход для парафинов или суспензии, полученных на второй стадии синтеза Фишера-Тропша, расположенный в зоне псевдоожиженного слоя реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша;
D) разделительное устройство второй стадии, для разделения продуктов, выходящих из верхнего выпуска реактора второй стадии, с отделением, таким образом, воды от непрореагировавшего остаточного газа, с получением углеводородных продуктов и непрореагировавшего остаточного газа реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша; причем разделительное устройство второй стадии включает:
вход в разделительное устройство второй стадии, соединенный с верхним выходом реактора второй стадии;
множество выходов из разделительного устройства второй стадии, включающих:
выход для углеводородного продукта, полученного на второй стадии; и
выход для непрореагировавшего остаточного газа второй стадии.
Предпочтительно выход для непрореагировавшего остаточного газа, полученного на первой стадии, не соединен с входом в реактор первой стадии.
Предпочтительно, разделительное устройство первой стадии в B) и/или разделительное устройство второй стадии в D) включают устройство для разделения нефтепродуктов, воды и газа.
Предпочтительно устройство для разделения нефтепродуктов, воды и газа разделительного устройства первой стадии в B), и/или устройство для разделения нефтепродуктов, воды и газа разделительного устройства второй стадии в D) включает:
высокотемпературный сепаратор высокого давления, включающий:
вход в высокотемпературный сепаратор высокого давления, соединенный с входом разделительного устройства первой стадии или с входом разделительного устройства второй стадии;
выход для жидкости из высокотемпературного сепаратора высокого давления; и
выход для газа из высокотемпературного сепаратора высокого давления;
холодный сепаратор высокого давления, включающий:
вход в холодный сепаратор высокого давления, соединенный с выходом для газа из высокотемпературного сепаратора высокого давления;
выход для жидкости из холодного сепаратора высокого давления; и выход для газа из холодного сепаратора высокого давления. Предпочтительно, устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша по данному изобретению дополнительно включает:
высокотемпературный сепаратор низкого давления, включающий:
вход в высокотемпературный сепаратор низкого давления, соединенный с выходом для жидкости высокотемпературного сепаратора высокого давления разделительного устройства первой стадии и/или разделительного устройства второй стадии;
выход для газа высокотемпературного сепаратора низкого давления;
выход для жидкости высокотемпературного сепаратора низкого давления;
возможно, холодный сепаратор низкого давления, включающий:
вход в холодный сепаратор низкого давления, соединенный с выходом для жидкости высокотемпературного сепаратора низкого давления и/или с выходом для жидкого продукта холодного сепаратора высокого давления;
выход для газа холодного сепаратора низкого давления;
выход для легких дистиллятных нефтепродуктов;
2
выход для полученной в ходе синтеза Фишера-Тропша воды. Предпочтительно устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша по данному изобретению дополнительно включает устройство для удаления CO, которое включает:
2
вход для удаляющего CO растворителя,
2
выход для удаляющего CO растворителя,
2
вход для газа в устройство удаления CO, соединенный с выходом для газа из холодного сепаратора высокого давления,
2
выход для газа устройства для удаления CO, соединенный с входом в реактор второй стадии.
Предпочтительно, реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша и реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша представляют собой один реактор с псевдоожиженным слоем или множество реакторов с псевдоожиженным слоем, соединенных параллельно; предпочтительно реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша представляет собой один реактор с псевдоожиженным слоем или множество реакторов с псевдоожиженным слоем, соединенных параллельно, в то время как реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша представляет собой один реактор с псевдоожиженным слоем.
Предпочтительно количество реакторов для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша превышает количество реакторов для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, или равно ему; и предпочтительно оно больше, чем количество реакторов для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша.
Предпочтительно устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша дополнительно включает фильтр для парафинов, расположенный внутри или вне реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша и реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша.
Предпочтительно устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша по данному изобретению дополнительно включает выход для парафинов, полученных в ходе синтеза Фишера-Тропша, расположенный в центральной зоне псевдоожиженного слоя реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша и реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша.
Предпочтительно способ и устройство по данному изобретению представляет собой двухстадийные способ и устройство для проведения синтеза Фишера-Тропша.
Способ по данному изобретению в упрощенном виде можно описать следующим образом: для мегатонного крупномасштабного промышленного устройства, поскольку требуются более чем два реактора, сырье (свежий синтез-газ) проходит через реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша за один проход; верхние продукты из реактора для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша подвергают разделению типа нефтепродукты-вода-газ; полученный непрореагировавший остаточный газ вводят в реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, продукты из верхнего выпуска которого еще раз подвергают разделению типа нефтепродукты-вода-газ, после чего большую часть остаточного газа рециркулируют обратно в реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, чтобы получить необходимую общую степень превращения CO. Это техническое устройство является в высокой степени интегрированным, все жидкофазные продукты, полученные из высокотемпературных сепараторов высокого давления на двух реакционных стадиях, вводят в один и тот же высокотемпературный сепаратор низкого давления для повторного мгновенного разделения, чтобы получить тяжелые дистиллятные нефтепродукты, в то время как все жидкие продукты (смеси легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды) из холодных сепараторов высокого давления, полученные на двух реакционных стадиях, текут в один и тот же холодный сепаратор низкого давления для разделения; при этом получают легкие дистиллятные нефтепродукты и воду, полученную в ходе синтеза Фишера-Тропша.
В предпочтительном примере воплощения способ двухстадийного крупномасштабного синтеза Фишера-Тропша, предложенный в данном изобретении, включает следующие стадии:
a) введение газообразного сырья (свежего синтез-газа) в реактор первой стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов;
b) проведение мгновенного разделения верхних продуктов реактора первой стадии синтеза Фишера-Тропша, с последовательным использованием высокотемпературного сепаратора высокого давления и холодного сепаратора высокого давления, с получением фазы тяжелых дистиллятов, смешанной жидкой фазы из легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной при синтезе воды, непрореагировавшего остаточного газа и т.п., в качестве продуктов реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша;
c) смешивание полученного в холодном сепараторе высокого давления газа первой стадии синтеза Фишера-Тропша с рециркулированным остаточным газом реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша, и введение смешанного газа в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов;
d) проведение мгновенного разделения продуктов реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша с последовательным использованием высокотемпературного сепаратора высокого давления и холодного сепаратора высокого давления, с получением фазы тяжелых дистиллятных нефтепродуктов; смешанной жидкой фазы из легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды; остаточного газа и т.д.; при этом большую часть остаточного газа возвращают в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша для проведения реакций при рециркуляции, а остальные остаточные газы выпускают в атмосферу;
e) одновременное введение жидкостей из высокотемпературного сепаратора высокого давления первой и второй стадий синтеза Фишера-Тропша в высокотемпературный сепаратор низкого давления, с проведением повторного мгновенного разделения для получения тяжелых дистиллятных нефтепродуктов;
f) одновременное введение смешанных жидкофазных продуктов из холодных сепараторов высокого давления первой и второй стадий синтеза Фишера-Тропша в холодный сепаратор низкого давления, с проведением повторного мгновенного разделения для получения легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды.
На последующих страницах двухстадийный способ синтеза Фишера-Тропша по данному изобретению будет дополнительно рассмотрен подробно, но данное изобретение при этом не подвергается каким-либо ограничениям.
2
Свежий синтез-газ на стадии а) вышеуказанного способа синтеза Фишера-Тропша можно получить из угля, природного газа или органических веществ, но его следует очистить, чтобы удалить серу и другие содержащиеся в нем вещества, которые опасны для катализаторов синтеза Фишера-Тропша. Работа Coal Liquefication Technology (Технология сжижения угля) (Chemical Industry Press, авторы: Gao Jinsheng и Zhang Dexiang, опубликована в марте 2005) подробно описывает технологии, относящиеся к получению, очистке и конверсии синтез-газа. Объемное отношение H и CO в свежем синтез-газе составляет 0,67-2,2, предпочтительно 0,8-2, более предпочтительно 1-2, и наиболее предпочтительно 1,4-2.
Реакцию первой стадии синтеза Фишера-Тропша на стадии а) проводят при следующих реакционных условиях: температура реакции 200-320°С, предпочтительно 235-275°С; давление реакции 1,5-5,0 МПа (15-50 бар), предпочтительно 2-4 МПа (20-40 бар); приведенная скорость газа на входе в реактор достигает 10-40 см/с, предпочтительно 15-35 см/с; объемное отношение сырья (свежего синтез-газа) к катализатору 2000-50000, предпочтительно 5000-30000. Данное изобретение относится к реакциям низкотемпературного синтеза Фишера-Тропша.
На стадии b) верхние продукты из реактора подают в высокотемпературный сепаратор высокого давления; мгновенное разделение проводят при 120-220°С, предпочтительно при 140-180°С, так чтобы отделить газовую фазу (газ из высокотемпературного сепаратора высокого давления) от фазы тяжелых нефтепродуктов (жидкость из высокотемпературного сепаратора высокого давления). Потоки газовой фазы подают в холодный сепаратор высокого давления, и снова проводят мгновенное разделение, при 5-60°С, предпочтительно при 10-50°С, с получением смешанных жидкофазных продуктов (жидкостей из холодного сепаратора высокого давления), состоящих из газа, легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды.
На стадии с) рециркулированный остаточный газ реакции второй стадии синтеза Фишера-Тропша смешивают с газом из холодного сепаратора высокого давления со стадии b), после превращения на первой стадии синтеза Фишера-Тропша, при объемном отношении (коэффициент рециркуляции) 0,5-5, предпочтительно 1-3, и вводят в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша. Реакцию второй стадии синтеза Фишера-Тропша проводят при следующих реакционных условиях: температура реакции 200-320°С, предпочтительно 235-275°С; давление реакции 1,5-5,0 МПа (15-50 бар), предпочтительно 1,8-3,8 МПа (18-38 бар); приведенная скорость газа на входе в реактор 10-40 см/с, предпочтительно 15-35 см/с; отношение объемного расхода газа на входе в реакт ор к массе катализатора 2000-50000, предпочтительно 5000-30000.
2
2
2
2
2
2
2
На стадии а) верхние продукты из реактора подают в высокотемпературный сепаратор высокого давления, и проводят мгновенное разделение при 120-220°С, предпочтительно 140-180°С, с получением газовой фазы (газ из высокотемпературного сепаратора высокого давления) и фазы тяжелых дистиллятных нефтепродуктов (жидкость из высокотемпературного сепаратора высокого давления). Потоки газовой фазы подают в холодный сепаратор высокого давления и снова проводят мгновенное разделение при 5-60°С, предпочтительно 10-50°С, с получением газа из холодного сепаратора высокого давления и жидкостей из холодного сепаратора высокого давления (смешанных жидкофазных продуктов, состоящих из легких дистиллятных нефтепродуктов и полученной в ходе синтеза воды). Большую часть газа из холодного сепаратора высокого давления рециркулируют обратно в реактор, а часть его выпускают в атмосферу в виде остаточного газа. Количество выпускаемого остаточного газа определяется содержанием CO и H в этом газе; обычно содержание CO и H составляет не менее 40%, а предпочтительно не менее 50%. Газ, рециркулируемый обратно в реактор, должен быть избавлен от CO перед его смешиванием с газом из холодного сепаратора высокого давления первой стадии синтеза Фишера-Тропша. Для удаления CO из рециркулируемых газов можно использовать обычные способы удаления CO, такие как способ обработки горячим карбонатом калия или способ промывки водой. Обычным устройством для способа удаления CO с помощью горячего карбоната калия является абсорбционная колонна; полученный бикарбонат калия десорбирует CO в регенерационной колонне, а полученный раствор карбоната калия возвращают снова в абсорбционную колонну. Что касается способа промывки водой, необходимо только обеспечить емкость для промывки водой.
В данном способе контролируют соблюдение условий процесса на первой стадии синтеза Фишера-Тропша; например, скорость превращения СО на первой стадии синтеза Фишера-Тропша находится в диапазоне 35-70%, предпочтительно 40-65%; способ также обеспечивает объемную производительность катализаторов, снижает жесткость условий процесса на второй стадии синтеза Фишера-Тропша, так что степень превращения СО за один проход на второй стадии синтеза Фишера-Тропша составляет менее 50%, обеспечивая, таким образом, низкий выход метана и высокий выход нефтепродукта в общем процессе. После объединения первой и второй стадий синтеза Фишера-Тропша общая степень превращения СО достигает более 90%.
В качестве реакторов для проведения синтеза Фишера-Тропша на стадиях а) и с) подходят реакторы с псевдоожиженным слоем. Реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша может представлять собой один или несколько реакторов с псевдоожиженным слоем, в то время как для второй стадии обеспечивают только один реактор с псевдоожиженным слоем.
2
2
Катализаторы, применяемые на стадиях а) и с), могут быть катализаторами на основе железа или кобальта, используемыми в псевдоожиженном слое. В случае катализаторов на основе железа объемное отношение H к CO в свежем синтез-газе предпочтительно составляет 1,4-1,8. В случае катализаторов на основе кобальта объемное отношение H к CO в свежем синтез-газе предпочтительно составляет 2,0. Катализаторы на основе кобальта пригодны для переработки синтез-газов, полученных из природного газа, а катализаторы на основе железа пригодны для переработки синтез-газов, полученных из угля.
Основными продуктами (углеводородными продуктами), полученными с помощью устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша по данному изобретению, являются газообразные углеводороды (содержащие низшие олефины), легкая нафта и тяжелая нафта, дистилляты, кипящие в диапазоне температур дизельного топлива, парафин и полученная в ходе синтеза вода; в частности, нафта, дистилляты, кипящие в диапазоне температур дизельного топлива, и парафин в качестве основных продуктов.
Парафин, полученный в реакторе для проведения синтеза Фишера-Тропша, отделяют от катализаторов посредством фильтра, встроенного в реактор, а затем выгружают в качестве продукта; или его можно получить, извлекая суспензию из реактора и отделяя ее от гранул катализатора посредством разделительного устройства типа твердое вещество-жидкость, расположенного вне установки. Если фильтр расположен вне установки, гранулы катализатора, полученные при разделении, следует рециркулировать обратно в реактор, чтобы они продолжали принимать участие в реакции.
По сравнению с уровнем техники, предложенный в данном изобретении способ двухстадийного синтеза Фишера-Тропша может дать следующие положительные эффекты:
А. По сравнению с уровнем техники, в двухстадийном способе по данному изобретению исключена компрессорная система для рециркуляции газа на первой стадии синтеза Фишера-Тропша, и, таким образом, снижены затраты на оборудование и связанные с ними эксплуатационные расходы.
В. На первой стадии:
(1) Общая степень превращения (то есть степень превращения за один проход) является умеренной, продукты разумно распределены, и селективность по метану является низкой.
2
(2) Все газы на входе в реактор являются свежими синтез-газами, которые являются сухими и не содержат влаги, и общую степень превращения CO на первой стадии синтеза Фишера-Тропша контролируют на уровне 35-75%. Таким образом, парциальное давление газофазного пара в реакторе является более низким, чем в случае, когда общая степень превращения CO достигает величины более 90%, в состоянии параллельного соединения; скорость реакции конверсии водяного газа является более низкой, чем при параллельном соединении; и снижаются как производительность, так и селективность по CO.
(3) Парциальное давление эффективного газа на входе в реактор достигает 100%, а в условиях реактора с псевдоожиженным слоем максимальное количество свежего синтез-газа перерабатывается при высокой объемной скорости, что весьма благоприятствует реакции синтеза Фишера-Тропша, с получением наибольшей объемной производительности.
С. На второй стадии:
(1) Газ из холодного сепаратора высокого давления первой стадии синтеза Фишера-Тропша используют в качестве свежего сырья (синтез-газа) для второй стадии, что эквивалентно проведению газофазной конденсационной дегидратации в случае, когда в способе с параллельным соединением реакция, проходящая в одном реакторе, протекает наполовину. Это можно понимать как степень протекания реакции (от полной степени превращения CO) выше 65%, если парциальное давление находящейся в газовой фазе воды в реакторе для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша ниже, чем эта величина в единственном реакторе (что можно считать последней половиной стадии в реакторе в случае процесса, протекающего в единственном реакторе, в способе с параллельным соединением). Таким образом, это полезно для повышения скорости реакции синтеза Фишера-Тропша.
(2) По мере того, как совокупная степень превращения достигает величины выше 90%, включая реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша, вторую стадию синтеза Фишера-Тропша можно проводить с более низкой степенью превращения за один проход, чем степень превращения при параллельном соединении, и можно также улучшить распределение продуктов.
Свежий синтез-газ проходит через реактор для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша в одном направлении, при высокой объемной скорости, а затем поток газовой фазы, после того, как его сконденсируют и дегидратируют, вводят в реактор для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша. Таким образом, данное изобретение приемлемо регулирует жесткость технологических параметров в случае двух стадий. Это может улучшить объемную производительность катализаторов в установке; снизить производительность по метану и достичь целей - меньшей общей продолжительности процесса, меньших капиталовложений, сниженного потребления энергии в ходе работы, более высокой объемной производительности катализатора и более низкой производительности по метану, в условиях экономии одного компрессора для рециркуляции газа и значительного снижения эксплуатационных расходов на сжатие газа при рециркуляции.
Далее способ согласно изобретению будет пояснен дополнительно в сочетании с чертежами. Однако данное изобретение при этом не подвергается каким-либо ограничениям. Для того, чтобы сделать акцент на основной идее способа согласно изобретению, на чертежах опущены многие необходимые для промышленного применения устройства, такие как нагреватели, насосы, клапаны и теплообменники.
2
Как показано на Фиг.1, после очистки и регулирования, поток 1 сырья (свежего синтез-газа), состоящего из СО и H (например, в объемном отношении 0,67-2,2) подвергают теплообмену с продуктами синтеза Фишера-Тропша посредством теплообменников 105 и 103, а затем его вводят в реактор 102 первой стадии синтеза Фишера-Тропша, для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша под действием катализаторов синтеза Фишера-Тропша. Поскольку реакция синтеза ФТ является в сильной степени экзотермической реакцией, реакционное тепло отбирают, используя паровой змеевик; температуру реактора в целом регулируют посредством давления в полости 101 для пара; получают побочный продукт - пар 26; полученный парафин отделяют от катализатора на встроенном в реактор фильтре, с получением продукта - парафина 13; смесь 2 (то есть верхний продукт), состоящая из оставшегося после проведения реакции газового сырья и частично - из легких дистиллятов продуктов синтеза Фишера-Тропша, выходит из верхней части реактора 102, осуществляет теплообмен с газообразным сырьем в теплообменнике 103, а затем ее подвергают процессу разделения газ-жидкость в высокотемпературном сепараторе 104 высокого давления, чтобы разделить жидкость из высокотемпературного сепаратора высокого давления (жидкофазный продукт из высокотемпературного сепаратора высокого давления) 11 и газ 3 из высокотемпературного сепаратора высокого давления;
2
2
2
2
2
2
2
газ 3 из высокотемпературного сепаратора высокого давления проходит через теплообмен с газообразным сырьем, что снижает его температуру примерно до 50°С, а затем его подвергают процессу разделения газ-жидкость в холодном сепараторе 106 высокого давления, чтобы разделить газ 4 из холодного сепаратора высокого давления (непрореагировавший остаточный газ) и жидкость 6 из холодного сепаратора высокого давления (смешанные жидкофазные продукты, состоящие из легких дистиллятных нефтепродуктов и воды). Газ 4 из холодного сепаратора высокого давления, выпускаемый из верхней части холодного сепаратора 106 высокого давления, смешивают с остаточным газом 35, рециркулированным со второй стадии; давление смешанного газа 40 повышают с помощью компрессора для рециркулируемого газа; проводят теплообмен с верхним продуктом 33 из реактора для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша посредством теплообменника 115 второй стадии и теплообменника 113, а затем вводят его в реактор 112 второй стадии синтеза Фишера-Тропша для проведения превращения по синтезу Фишера-Тропша. Как и в реакторе 102 первой стадии синтеза Фишера-Тропша, температуру в реакторе 112 второй стадии синтеза Фишера-Тропша регулируют посредством полости 111 для пара, и получают побочный продукт в виде пара 25; парафин, полученный на второй стадии синтеза Фишера-Тропша, отделяют от катализатора на встроенном в реактор фильтре, с получением парафина 43 синтеза Фишера-Тропша, который смешивают с парафином 13 первой стадии синтеза Фишера-Тропша, с получением парафина 88 в качестве продукта на выходе из устройства. Осуществляют теплообмен верхнего продукта 33 из реактора второй стадии синтеза Фишера-Тропша с газообразным сырьем посредством теплообменника 113, а затем проводят разделение газ-жидкость в высокотемпературном сепараторе 114 высокого давления, чтобы разделить жидкость 37 из -высокотемпературного сепаратора высокого давления и газ 34 из высокотемпературного сепаратора высокого давления; проводят теплообмен газа 34 из высокотемпературного сепаратора высокого давления с газообразным сырьем посредством теплообменника 115, что понижает его температуру примерно до 50°С, а затем проводят разделение газ-жидкость в холодном сепараторе 116 высокого давления, чтобы разделить жидкость 36 из холодного сепаратора высокого давления и газ 10 из холодного сепаратора высокого давления. Часть газа 10 из холодного сепаратора высокого давления выпускают в качестве остаточного газа 38; выпускаемое количество определяют по содержанию СО и H в остаточном газе, чтобы обеспечивать содержание СО и H в остаточном газе не менее 40%; если содержание СО и H в остаточном газе составляет более 50%, выпускаемое количество уменьшают; если содержание СО и H в остаточном газе составляют менее 40%, выпускаемое количество увеличивают. Большую часть оставшегося газа 27 из холодного сепаратора высокого давления вводят в систему 109 обезуглероживания (то есть систему удаления CO), в которой газ контактирует с обезуглероживающим растворителем 5; большая часть CO входит в обезуглероживающий растворитель с образованием щелочного шлама 50, который выгружают из системы 109 обезуглероживания; газ, из которого удален CO, в качестве рециркулирующего газа 35 смешивают с газом 4 из холодного сепаратора высокого давления с первой стадии синтеза Фишера-Тропша, а затем вводят в компрессор 110 рециркулирующего газа для повышения давления; смешанный газ 40 повышенного давления после теплообмена возвращают на вход в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша. Жидкости 6 и 36 из холодного сепаратора высокого давления первой и второй стадии, после их смешивания, смешивают с газом 39 из высокотемпературного сепаратора низкого давления, а затем вводят в холодный сепаратор 118 низкого давления, чтобы разделить их на полученную в ходе синтеза Фишера-Тропша воду 68, содержащую кислородсодержащие соединения; продукт 58 синтеза Фишера-Тропша из холодного сепаратора низкого давления (легкие дистиллятные нефтепродукты); и газ 48 из холодного сепаратора низкого давления, который выводят из установки. Жидкости 37 и 11 из высокотемпературного сепаратора высокого давления первой и второй стадии, после их смешивания, вводят в высокотемпературный сепаратор 117 низкого давления, чтобы разделить на жидкость 78 из высокотемпературного сепаратора низкого давления (тяжелые дистиллятные нефтепродукты) и газ 39 из высокотемпературного сепаратора низкого давления; при этом тяжелые дистиллятные нефтепродукты 78 выгружают из устройства в качестве продукта;
газ 39 из высокотемпературного сепаратора низкого давления, после охлаждения (например, до 5-50°С) смешивают с жидкостями 6 и 36 из холодного сепаратора высокого давления и вводят в холодный сепаратор 118 низкого давления для разделения.
Реакция синтеза Фишера-Тропша является в высокой степени экзотермичной реакцией. Для того, чтобы поддерживать работу зоны псевдоожиженного слоя реактора для проведения синтеза Фишера-Тропша при постоянной температуре, в суспензионной зоне реактора установлен паровой змеевик, чтобы обеспечить возможность теплообмена суспензии с горячей водой, протекающей по паровому змеевику; и часть горячей воды, после того, как она поглотила тепло, отводит реакционное тепло посредством изотермического испарения. Реакционное тепло реактора 102 для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша выводят из реактора путем получения побочного продукта - пара 26, после проведения теплообмена с горячей водой. После проведения теплообмена с суспензией в реакторе для проведения первой стадии синтеза Фишера-Тропша горячая вода 23 из полости 101 для пара образует смесь из пара, частично полученного при изотермическом испарении горячей воды, и горячей воды, и возвращается в полость 101 для пара, из которой пар 26 выпускают наружу после регулирования давления посредством полости 101 для пара, а уровень жидкости в полости для пара поддерживают, добавляя горячую воду 21. Подобным образом, реакционное тепло из реактора 112 для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша удаляют из реактора, получая побочный продукт - пар 25, после проведения теплообмена с горячей водой. После проведения теплообмена с суспензией в реакторе для проведения второй стадии синтеза Фишера-Тропша, горячая вода 24 из полости 111 для пара образует смесь из пара, полученного частичным изотермическим испарением горячей воды, и горячей воды, и возвращается в полость 111 для пара, из которой пар 25 выпускают наружу после регулирования давления посредством полости 111 для пара, а уровень жидкости в полости для пара поддерживают, добавляя горячую воду 22. Добавление горячей воды 20, необходимое для двух полостей для пара, обеспечивают вне устройства, а пар, выпущенный в ходе регулирования давления, аккумулируют в качестве побочного продукта устройства - пара 28 и выпускают из устройства для проведения синтеза Фишера-Тропша или используют в качестве источника тепла.
Как понятно специалистам, реактор 102 первой стадии синтеза Фишера-Тропша, изображенный на Фиг.1, может представлять собой один реактор или множество реакторов (более чем два, например, два, три или четыре), соединенных параллельно; подобным образом, реактор 112 второй стадии синтеза Фишера-Тропша, может представлять собой один реактор или множество реакторов (более чем два, например, два, три или четыре), соединенных параллельно.
В способе согласно изобретению преодолеваются недостатки, связанные с высокими капиталовложениями и эксплуатационными расходами, низкой объемной производительностью в единицу времени и низкой утилизацией СО, которые существуют при использовании синтез-газа в качестве сырья для получения жидких продуктов с использованием обычного способа синтеза Фишера-Тропша. Кроме того, способ согласно изобретению объединяет технологии, упрощает технические процессы и пригоден для крупномасштабного промышленного производства.
Эксперименты
1. Эксперимент по определению парциального давления эффективного газа на входе
Опыты, проведенные автором изобретения в отношении характеристик реакции синтеза Фишера-Тропша при (различных) парциальных давлениях эффективных газов на входе в различные реакторы, с использованием реакторов с псевдоожиженным слоем в перемешиваемом объеме и с катализаторами на основе железа, а также их результаты приведены в Таблице 1.
Таблица 1.
Результаты эксперимента при использовании парциальных давлений эффективных газов на входе в различные реакторы
Условие №
Условие 1
Условие 2
Технические условия:
Отношение газ/катализатор, для свежего газа, мл (н.у.) г/ч
8400
7140
Отношение H<sub>2</sub>/CO для свежего газа, об./об.
1,7
1,7
Содержание азота в свежем газе, % мольн.
8
8
Коэффициент рециркуляции остаточного газа, об./об.
2,33
2,75
Приведенная скорость газа на входе в реактор, см/с
Стандартная
Стандартная
Температура реакции, °C
Стандартная
Стандартная
Давление реакции, МПа
Стандартное
Стандартное
Результаты эксперимента:
Общая степень превращения CO, %
75
81
Селективность по CO<sub>2</sub>, % мольн.
13,3
14,7
Селективность по CH<sub>4</sub>, % мольн.
3,6
4,4
Степень превращения CO за один проход, %
30
32
Объемная производительность по C<sup>+</sup> <sub>5</sub>, г/г кат./ч
1,0
0,9
Содержание азота в рециркулируемом газе, % мольн.
18
21
Данные Табл. 1 показывают, что если приведенная скорость газа на входе в реактор, реакционная температура и реакционное давление остаются одинаковыми, при снижении отношения газ/катализатор с 8400 мл (н.у.)/г кат/ч в Условии 1 до 7140 мл (н.у.)/г кат/ч в Условии 2, хотя общая степень превращения CO может быть повышена, объемная производительность и производительность устройства снижаются из-за снижения парциального давления эффективного газа на входе в реактор. Результаты эксперимента показывают, что стремление повысить парциальное давление эффективного газа на входе в реактор полезно для увеличения производительности устройства по нефтепродуктам при одинаковой приведенной скорости газа.
II. Эксперимент по определению скорости реакции при различных парциальных давлениях воды
2
2
Проведен эксперимент на основе следующих условий по газообразному сырью: мольная доля CO равна 0,3, мольная доля CO равна 0,2, мольная доля H равна 0,4, и общее давление реакции P равно 2 МПа. Полученные данные по скорости реакции синтеза Фишера-Тропша при различных парциальных давлениях воды приведены в Таблице 2.
Таблица 2.
Сравнение скоростей реакции синтеза Фишера-Тропша при различных парциальных давлениях воды
Катализаторы
Содержание воды в фазе газообразного сырья, Y<sub>H2O</sub>, %
Скорость реакции, r<sub>FT</sub>
Содержание воды в фазе газообразного сырья, Y<sub>H2O</sub>, %
Скорость реакции, r<sub>FT</sub>
Увеличение скорости реакции, %
Fe/Cu/K
0,05
0,043319
0,005
0,048891
11,4
Осадок Fe
0,05
0,006769
0,005
0,012941
91,2
100 Fe/0,3 Cu/0,2 K (осадок)
0,05
0,028508
0,005
0,054936
92,7
Ruhrchemie LP 33/8
0,05
0,014306
0,005
0,027326
91,0
Как видно из результатов эксперимента, приведенных в Табл.2, хотя различные катализаторы обладают различными чувствительностями к парциальному давлению воды, снижение содержания воды в газообразном сырье может заметно увеличить скорости реакции синтеза Фишера-Тропша. Если газообразное сырье дегидратировано, и содержание воды в нем снижено на 90%, от 0,05% до 0,005% (50 млн. ч) (объемное отношение), то скорость реакции синтеза Фишера-Тропша может увеличиться на 11%-93%. Таким образом, можно видеть, что эффект является очень заметным.
Примеры
Пример 1
2
2
В Примере 1 используют способ, изображенный на Фиг.1. Свежее газообразное сырье представляет собой синтез-газ, полученный из газифицированного угля посредством очистки и проведения конверсии водяного газа, при которой объемное отношение H к СО составляет 1,54, содержание H составляет 60,7%, и содержание СО составляет 39,3% (объемное отношение).
Катализаторы на основе железа используют как для первой, так и для второй стадии данного Примера; катализатор представляет собой SFT418-7, разработанный Пекинским научно-исследовательским институтом компании China Shenhua Coal to Liquid and Chemical Co., Ltd и выпускаемый Zhejiang Taide New Material Co., Ltd. Перед проведением реакции синтеза Фишера-Тропша катализатор восстанавливают (раскисляют) в реакторе.
Реакцию синтеза Фишера-Тропша проводят в условиях процесса, приведенных в Таблице 3.
Сравнительный пример 1 (способ с параллельным соединением) Для того, чтобы лучше показать преимущества данного изобретения, для сравнения выбран способ параллельного соединения двух комплектов устройств для проведения синтеза Фишера-Тропша с одним реактором, которые в большом масштабе промышленно выпускают в настоящее время. Условия процесса для параллельного соединения приведены в последнем столбце Таблицы 3.
Таблица 3.
Условия процесса для проведения реакции синтеза Фишера-Тропша по Примеру 1
Технический способ
Пример 1 (данное изобретение)
Сравнительный Пример 1 (уровень техники)
Технические условия
Первая стадия
Вторая стадия
Каждый реактор*
Температура реакции, °C
255
255
255
Давление реакции, МПа
2,8
2,8
2,8
Отношение газ/катализатор для свежего сырья (синтез-газ) мл (н.у.)/г кат./ч
4000
0
2000
Отношение газ/катализатор на входе в реактор, мл (н.у.)/г кат./ч
4000
4000
4000
Коэффициент рециркуляции, об/об
0
0,73
1:1
Приведенная скорость газа на входе в реактор, см/с
15
15
15
Температура в высокотемпературном сепараторе высокого давления, °C
160
160
160
Температура в холодном сепараторе высокого давления, °C
45
45
45
Температура в высокотемпературном сепараторе низкого давления, °C
120
120
120
Температура в холодном сепараторе низкого давления, °C
40
40
40
Содержание воды в непрореагировавшем остаточном газе, рециркулированном в реактор второй стадии синтеза ФТ (%)
-
0,005
0,005
* Примечания:1) Условия проведения процесса в двух реакторах Сравнительного Примера 1 являются одинаковыми;
2) Отношение газ/катализатор представляет собой отношение объемного расхода газового сырья к массе катализатора в реакторе, в единицу времени.
Конкретные данные по реальному эффекту способа по данному изобретению приведены в Таблице 4.
Таблица 4.
Результаты эксперимента
Способ
Пример 1 (Данное изобретение)
Сравнительный Пример 1 (уровень техники)
Результаты
Первая стадия
Вторая стадия
Первая и вторая стадии
2 реактора, соединенные параллельно
Степень превращения СО за один проход, %
54,7
64,8
59,7
Общая степень превращения СО, %
54,7
81,4
91,7
83,6
Селективность по CO<sub>2</sub> (отношение мольной доли к прореагировавшему СО), %
24,7
27,8
25,3
23,5
Селективность по CH<sub>4</sub> (отношение мольной доли к общему количеству углеводородных продуктов), %
5,1
9,1
6,7
6,6
Объемная производительность по углеводородам, г/г кат./ч
0,445
0,290
0,735
0.705
Отношение общего количества рециркулируемого газа к свежему синтез-газу (об./об.)
0
0,42
0,42
1
2
4
В Примере 1 сырье - свежий синтез-газ за время первой стадии синтеза Фишера-Тропша сразу проходит через все устройство, и степень превращения СО составляет 54,6%. После реакции первой стадии синтеза Фишера-Тропша газ уменьшается в объеме. Для того, чтобы удовлетворять требованиям по приведенной скорости газа на входе в реактор второй стадии синтеза Фишера-Тропша, следует восполнить рециркулируемый газ для второй стадии синтеза Фишера-Тропша, и коэффициент рециркуляции составляет 0,76 об/об. Степень превращения CO за один проход на второй стадии синтеза Фишера-Тропша составляет 61,8%, а общая степень превращения достигает 81,4%. Общие результаты реакции, после объединения первой и второй стадий являются следующими: общая степень превращения CO достигает 91,7%, селективность по CO (мольная доля по отношению к прореагировавшему СО) составляет 25,3, селективность по CH (мольная доля по отношению к общему количеству полученных углеводородов) составляет 6,7%, и объемная производительность по углеводородам достигает 0,735 г/г кат./ч.
2
4
В условиях использования одинакового катализатора, одинаковой приведенной скорости газа на входе в реактор и одинаковых температуры и давления, общие результаты способа, объединяющего два комплекта устройств с одним реактором при их параллельном соединении, являются следующими: степень превращения CO за один проход составляет 59,7%, общая степень превращения составляет только 83,6%, селективность по CO (отношение мольной доли к прореагировавшему СО) составляет 23,5%, селективность по CH (отношение мольной доли к общему количеству полученных углеводородов) составляет 6,6%, и объемная производительность по углеводородам составляет 0,705 г/г кат./ч. Что касается Сравнительного примера, то коэффициент рециркуляции для каждого реактора составляет 1,0 об./об., то есть требуются два компрессора для рециркулируемого газа, и общее количество рециркулируемого газа достигает количества свежего синтез-газа. Для повышения степени использования CO обычно требуется увеличить общую степень превращения CO до величины свыше 90%. В этот момент необходимо снизить количество свежего синтез-газа и увеличить коэффициент рециркуляции до величины выше 1,5.
2
4
В соответствии с результатами Примеров, селективность по CO и селективность по CH в способе по данному изобретению примерно эквивалентны этим величинам в обычном способе существующего уровня техники в случае, когда перерабатывают такое же количество свежего синтез-газа; общая степень превращения CO в данном изобретение на 8% выше, чем степень превращения CO для уровня техники; производительность устройства по углеводородам (объемная производительность) на 4% выше, чем производительность по углеводородам для уровня техники; один компрессор для рециркуляции газа исключен; необходимое количество рециркулируемого газа снижено до 58%, и расходы на эксплуатацию компрессионной системы для рециркулируемого газа можно в значительной степени уменьшить.
Пример 2
2
В Примере 2 используют способ, изображенный на Фиг.1. Свежее газовое сырье представляет собой синтез-газ, полученный из газифицированного угля, подвергнутого очистке и реакции конверсии водяного газа, при которой объемное отношение H к CO составляет 1,8.
Как для первой, так и для второй стадии данного примера используют катализаторы на основе железа, и катализатор является таким же, как в Примере 1. Условия процесса приведены в Таблице 5.
Пример 3
2
В Примере 3 используют способ, изображенный на Фиг.1. Свежее газовое сырье представляет собой синтез-газ, полученный из газифицированного угля, подвергнутого очистке и реакции конверсии водяного газа, при которой объемное отношение H к СО составляет 2.
2
3
3
2
2
Как для первой, так и для второй стадии данного примера используют катализаторы на основе кобальта, и составы катализаторов представляют собой 15Co:5Zr:100AlO. Способ получения является следующим: заблаговременная засыпка оксида алюминия, прокаленного при 500°С в атмосферных условиях, в водный раствор нитрата циркония способом предварительного замачивания; проведение дегидратации путем испарения и сушки в барабане, повторное добавление водного раствора Со(NO)6HO, способом предварительного замачивания, с последующей сушкой и погружением в водный раствор нитрата кобальта. Вышеупомянутый процесс повторяют три раза до тех пор, пока содержание кобальта в предшественнике катализатора не будет удовлетворять требуемому, с последующим добавлением некоторого количества связующего, экструдированием, гранулированием, сушкой, обжигом и восстановлением, с получением подходящих катализаторов на основе кобальта. Условия процесса приведены в Таблице 5.
Таблица 5.
Условия процесса для Примеров 2 и 3
Способ
Пример 2 (данное изобретение)
Пример 3 (данное изобретение)
Условия процесса
Первая стадия
Вторая стадия
Первая стадия
Вторая стадия
Температура реакции, °C
240
270
260
210
Давление реакции, МПа
2,3
2,3
2,3
2,3
Отношение газ/катализатор для свежего сырья (синтез-газа), мл(н.у.)/г кат./ч
7200
0
50000
0
Отношение газ/катализатор на входе в реактор, мл (н.у.)/г кат./ч
7200
4000
50000
7667
Коэффициент рециркуляции, об./об.
0
0,91
0
1,50
Приведенная скорость газа на входе в реактор, см/с
10
10
40
40
Температура высокотемпературного сепаратора высокого давления, °C
140
140
220
220
Температура холодного сепаратора высокого давления, °C
5
5
60
50
Температура высокотемпературного сепаратора низкого давления, °C
60
60
80
80
Температура холодного сепаратора низкого давления, °C
5
5
40
30
Содержание воды в непрореагировавшем остаточном газе, рециркулированном в реактор второй стадии синтеза ФТ (%)
-
0,003
-
0,01
Таблица 6.
Результаты экспериментов по Примерам 2 и 3
Способ
Пример 2 (данное изобретение)
Пример 3 (данное изобретение)
Результаты
Первая стадия
Вторая стадия
Первая и вторая стадии
Первая стадия
Вторая стадия
Первая и вторая стадии
Степень превращения СО за один проход, %
64,9
43,8
60,0
37,7
Общая степень превращения СО, %
64,9
75,0
91,2
60,0
70,1
88,0
Селективность по CO<sub>2</sub> (мольная доля по отношению к прореагировавшему СО), %
33,3
38,6
34,8
0
0
0
Селективность по CH<sub>4</sub> (мольная доля по отношению к общим углеводородным продуктам), %
3,57
4,12
3,7
7,2
8,4
7,58
Объемная производительность по углеводородам, г/г кат./ч
0,752
0,165
0,917
0,620
0,405
1,025
Отношение общего количества рециркулируемого газа к свежему синтез-газу, об./об.
0
0,45
0,45
0
0,66
0,66
Если в обычном способе хотят достигнуть общей степени превращения СО по данному изобретению, количество перерабатываемого свежего синтез-газа следует уменьшить, а коэффициент рециркуляции следует увеличить. Производительность устройства дополнительно снижается, а потребление энергии на сжатие рециркулируемого газа дополнительно увеличивается.
В вышеупомянутых примерах для описания данного изобретения используют в качестве примеров реакторы с псевдоожиженным слоем. Специалистам известно, что вышеуказанные способ и устройство, после соответствующей доработки, применимы также для неподвижных слоев, неподвижных флюидизированных слоев и флюидизированных слоев.
Конечно, данное изобретение может также иметь другие конкретные примеры воплощения. Вышеописанное является просто предпочтительными примерами воплощения данного изобретения, но не ограничивает его. В пределах сущности данного изобретения специалисты могут осуществить различные изменения на основе содержания данного изобретения. Любые такие его изменения и модификации должны находиться в пределах объема защиты данного изобретения.