BR112013031527B1 - processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso em uma base de massa semifluida - Google Patents

Abstract

PROCESSO PARA PRODUZIR PELO MENOS UM PRODUTO A PARTIR DE PELO MENOS UM REAGENTE GASOSO EM UMA BASE DE MASSA SEMI-FLUIDA. Um processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso inclui alimentar o reagente gasoso, como uma alimentação gasosa (59) ou como uma parte de uma alimentação gasosa (59) que está em uma velocidade superficial de admissão de gás de pelo menos 0,5 m/s, em um recipiente (12) que sustenta uma base de massa semi-fluida expandida (70) de partículas de catalisador sólido suspensas em um líquido de suspensão, de modo que o reagente gasoso possa borbulhar para cima através da base de massa semi-fluida (70). A base de massa semi-fluida (70) tem uma carga de catalisador de pelo menos 20% por volume de massa semi-fluida desgaseificada. O reagente gasoso é deixado reagir de maneira catalítica em uma pressão acima da pressão atmosférica na medida em que o reagente gasoso borbulha para cima através da base de massa semi-fluida (70) para produzir pelo menos um produto. O produto e qualquer reagente gasoso que não tenha reagido são retirados do recipiente (12).

Description

CAMPO DA TÉCNICA

Essa invenção refere-se a um processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso em uma base de massa semi-fluida.

É geralmente desejável ser capaz de aumentar a produtividade por volume de reatores de massa semi-fluida de modo que um volume menor de reator total seja necessário a fim de alcançar a capacidade de produção desejada da usina. Se for ainda desejável aumentar a taxa de produção geral de produtos em um único reator (ou seja, a tão chamada capacidade de reator único) de modo que uma série de reatores menores será necessária a fim de alcançar a capacidade de produção desejada da usina.

Considere, por exemplo, a sintese de Fischer- Tropsch bastante conhecida como funcionando em um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida. Independentemente de um dito reator funciona ou não em um modo uma vez através ou sob reciclo, a taxa de produção de um único reator pode ser aproximado conforme se segue:

em que SRCé a capacidade do reator único, Vé uma taxa de fluxo de gás volumétrica total no reator (i.e. alimentação fresca mais reciclo) , Psy„gasé a pressão parcial de gás de sintese (os reagentes da sintese) na alimentação total, T é a temperatura absoluta em Kelvin, R é a constante de gás e Zperpojíé a conversão por passo de gás de síntese expressa como uma fração de mol. A equação acima pode ser ainda expandida conforme se segue:

em que ugé a velocidade superficial de admissão 5 de gás e dé o diâmetro interno do reator. Considerando a Equação 2, fica claro que as opções seguintes estão disponíveis para o engenheiro de projetos a fim de aumentar a capacidade do único reator de uma coluna de bolha de massa semi-fluida: 10 - Aumento da conversão do gás de síntese por passo. No entanto, na síntese de Fischer-Tropsch, água (um dos produtos do processo de síntese de hidrocarboneto) causa a desativação do catalisador. Consequentemente, uma conversão máxima por passo é normalmente especificada que 15 não deveria ser excedida no projeto de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida de Fischer-Tropsch a fim de limitar a pressão parcial de água e desta forma proteger o desempenho e a vida útil do catalisador. O valor exato da conversão por passo depende do catalisador. 20 - Aumento da pressão parcial de gás de síntese na alimentação total: No entanto, existe o escopo limitado para o engenheiro de projeto para aumentar a concentração do gás de síntese na alimentação total, pois isso é geralmente determinado pela configuração de volta geral gás 25 da qual a as formas da coluna de bolha de massa semi-fluida são parte. Ademais, aumentar a pressão de funcionamento do reator é uma maneira óbvia de aumentar a pressão parcial de gás de síntese na alimentação, porém isso tem implicações de custo significativas tanto para o reator guanto para I outros equipamento da usina que podem vir a ser proibitivas. Pressões superiores também levam à pressões 5 superiores parciais da água na mesma conversão por passo, que pode ser prejudicial para o catalisador. - Aumento do diâmetro do reator: No entanto, isso irá adicionar substantialmente ao custo de construção do I reator. Ademais, os reatores de coluna de bolha de massa 10 semi-fluida de grande escala já são fabricados com tamanhos próximos do limite prático em termos de construção da fábrica, transporte da fábrica até o local da usina, e elevação. - Aumento da velocidade superficial de admissão 15 de gás: No entanto, como será subsequentemente discutido, existem ensinamentos claros na técnica anterior distantes do funcionamento dos reatores de coluna da bolha de massa semi-fluida nas velocidades de admissão superiores do gás superficial. 20 A pessoa com habilidade que esteja buscando aumentar a capacidade do reator único de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida é portanto deixado com possibilidades limitadas, o mais viável sobre a face de ser estar aperfeiçoando a resistência do catalisador à água 25 para permitir conversões por passo superiores, ou mudando completamente a configuração e a pressão da volta de gás a fim de aumentar a pressão parcial do reagente na alimentação do reator.

A EP 450860 para Exxon declara que o desempenho 30 ideal de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida é alcançada quando a velocidade do gás está alto o suficiente para garantir a completa fluidificação das partículas do catalisador. Aumentar a velocidade do gás além desse ponto irá causar um aumento indesejado na 5 extensão da mistura de retorno, causando uma perda de características de fluxo de conexão no reator e que resulta em taxas de reação inferiores. Isso nos ensina que a velocidade de gás ideal em termos de produtividade geral do reator está abaixo de 0,25 m/s. A patente ainda nos ensina 10 que uma taxa de reação alta por volume do reator é indesejável, pois o catalisador pode facilmente ficar carente de reagentes devido às limitações de transferência de massa.

A US 6914082 para Conoco provê "um sistema de 15 reator de multifase agitada de gás que é eficaz para permitir máxima produtividade do reator e/ou minimização do volume do reator". Em outras palavras, um método é provido para maximizar a produtividade por volume de unidade do reator. Neste sentido, é mostrado que o rendimento de 20 espaço-tempo volumétrico do reator se aperfeiçoa com o aumento da velocidade de gás até um valor de pico entre 0,3 e 0,4 m/s, após o que o rendimento de espaço-tempo volumétrico do reator declina com os aumentos adicionais na velocidade de gás. É declarado que o aumento inicial na 25 produtividade volumétrica do reator é devido aos aperfeiçoamentos na transferência de massa, enquanto o declinio na produtividade é devido a um aumento na obstrução de gás com crescente velocidade de gás, produzindo uma velocidade de gás ideal onde a produtividade 30 do reator está em uma máxima.

O Pedido de Patente N° US 2003/0109590A1 por ENI e IFP ensina que a velocidade de gás superficial de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida deveria ser preferencialmente menor do que 0,35 m/s, mais preferencialmente menor do que 0,30 m/s, a fim de encorajar a transferência de gás para a fase liquida. Em outras palavras, esse pedido antecipa a ocorrência de limitações de transferência de massa prejudiciais em velocidades de gás maiores do que cerca de 0,35 m/s. A WO2005/107935 para Sasol Technology (Pty) Ltd revela que, para um processo de sintese de hidrocarboneto, uma conversão por passo de CO mais H2 com excesso de 60% é alcançável quando se opera em velocidades superficiais de admissão de gás acima de 0,35 m/s em reatores de massa semi-fluida em que a base de massa semi-fluida expandida tem uma razão de aspecto de comprimento por diâmetro de menos do que 5. Foi descoberto de maneira surpreendente que o gás retém o seu comportamento de fluxo de conexão em altas velocidades de gás, mesmo em reatores com uma razão de aspecto pequena de menos do que 5. No exemplo especifico apresentado na WO2005/107935, foi estimado que uma conversão por passo de CO mais H2 de 61% é alcançável quando se opera com uma concentração média de catalisador de 22% de volume, uma base de massa semi-fluida expandida com uma razão de aspecto de aproximadamente 4, uma pressão de 24,7 bar e uma velocidade superficial de admissão de gás de 0,41 m/s.

Existe então um claro viés na literatura de patente contra o funcionamento comercial do reator de coluna de bolha de massa semi-fluidas em altas velocidades superficiais de admissão de gás, especialmente quando o objetivo é aperfeiçoar a produtividade por volume do reator. A maioria dos documentos de técnicas anteriores ensinam que uma velocidade superficial de admissão de gás ideal de cerca de 0,3 a 0,4 m/s, enquanto outros nos ensinam que a operação em velocidades superficiais de admissão de gás ainda menores. Ademais, nenhum dos documentos de técnicas anteriores tratam a questão do aumento das capacidades de produção do reator único do reator de coluna de bolha de massa semi-fluidas.

As colunas de bolha de massa semi-fluida de três fases tipicamente apresentam um catalisador suspenso em um liquido de suspensão, com o catalisador catalisando a reação de um ou mais reagentes gasosos alimentados para o reator. 0(s) reagente(s) de fase gasosa deve(m) ser transferido(s) a partir da fase gasosa para a fase liquida em que ele(s) contata(m) o catalisador e são convertidos para um ou mais produtos. Por um lado, considerando que a taxa de transferência da massa gás-liquido é suficientemente alta, a taxa de reação geral pode ser aumentada aumentando a quantidade ou a atividade do catalisador. Em um dito caso, o sistema de reação é dito como estando sob controle cinético. Por outro lado, se a taxa de transferência de massa gás-liquido for baixa demais, um aumento na quantidade ou na atividade do catalisador não aumentará significativamente a taxa de produção e então o sistema é dito como estando sob controle de transferência de massa. De fato, como um aumento na concentração do catalisador irá reduzir a taxa de transferência da massa gás-liquido, o impacto geral sobre a taxa de reação de aumento da carga do catalisador pode até ser negativa. Geralmente, os reatores de coluna de bolha de massa semi-fluida funcionam em um regime em que ambas as considerações de transferência de massa e cinética são importantes. Portanto, a produtividade por volume do reator (dentre outros) depende de: - 0 potencial de reação do catalisador por volume do reator. Isso é uma função da quantidade do catalisador carregado por volume do reator e a atividade intrínseca do catalisador; e transferência de massa gás-liquido do(s) reagente(s) gasoso(s) para o liquido de suspensão.

Cada um desses é considerado em mais detalhes abaixo.

A quantidade total do catalisador carregado por volume do reator é influenciado tanto pela obstrução de gás no reator (uma maior obstrução de gás deixa menos espaço disponível para a massa semi-fluida que contém catalisador) quanto pela quantidade do catalisador carregado por volume de liquido desgaseifiçado. A técnica anterior é esparsa com relação aos dados de obstrução de gás na combinação de alta velocidade de gás, altas cargas de sólidos e pressão alta. Isso, portanto, permite que determinadas tendências de alto nivel sejam discernidas. Tem sido amplamente reportado na técnica anterior que a obstrução de gás aumenta com a crescente velocidade de gás (vide e.g. Krishna et al., Topics in Catalysis, Vol. 26, Nos. 1 a 4, p.21 (2003) e Vandu et al., Chem. Eng. Technol. Vol. 28, No. 9, p.998 (2005)) . É também conhecido que esse aumento de obstrução pode ser contra-reagido até certo ponto por carregamento de sólidos aumentado. Krishna et al. (2003) mostrou que sólidos promovem a coalescência de pequenas bolhas para formar bolhas maiores. A velocidade elevada de bolhas maiores é maior do que aquela de bolhas menores, resultando em um tempo reduzido de residência de gás e de obstrução de gás. Esse mecanismo de coalescência terá, no entanto, um limite além do qual a adição adicional de sólidos não será tão eficaz para reduzir a obstrução de gás, na medida em que a população de bolhas pequenas já será pequena. Alinhado com essa expectativa, Vandu et al. (2005) descobriu que para as velocidade de gás acima de 0,4 m/s, a obstrução de gás não pode ser reduzida ainda pelo aumento da fração de volume de sólidos na massa semi-fluida desgaseifiçada além de um valor de 0,2. A expectativa na técnica anterior é, portanto, que a obstrução de gás será especialmente alta em condições de alta velocidade de gás, a despeito de uma alta concentração de sólidos na massa semi-fluida.

Alinhado com as referências acima da técnica anterior, Luo et al. (Luo et al., AIChE Journal, Vol. 45, No. 4, p. 665 (1999)) descobriu que a obstrução de gás aumenta com a velocidade de gás e diminui com o carregamento de sólidos. Luo et al. (1999) ainda descobriu que a obstrução de gás também aumenta com pressão. Além disso, Luo et al. (1999) também descobriu que, enquanto o efeito de diminuição da carga de sólidos sobre a obstrução de gás é substancial em pressões baixas (ao redor do ambiente), em pressões mais altas a obstrução de gás foi reduzida até um ponto muito menor devido ao carregamento de sólidos aumentado. Ademais, Luo et al. (1999) descobriu que o aumento na obstrução de gás como consequência de pressão elevada foi especialmente severa em altas concentrações sólidas.

Em concordância com o acima mencionado, Behkish et al. (Behkish et al., Chem. Eng. Journal, Vol. 115, p. 157 (2006) ) reportou que a obstrução de gás aumenta com crescente velocidade de gás, aumentando a pressão e a redução de carregamento de sólidos.

A expectativa de uma pessoa com habilidade é consequentemente que operar uma coluna de bolha de massa semi-fluida combinada com alta velocidade de gás e alta pressão quando a alta produtividade do reator por volume está sendo objetivada não é desejável como resultado da excessiva obstrução de gás esperada com limitações associadas ao carregamento do catalisador por volume do reator, causada pela alta velocidade de gás e pela alta pressão, e o conhecimento de que um alto carregamento de sólidos não irá fazer uma diferença perceptível à alta obstrução de gás de maneira indesejável. A pessoa com habilidade não iria então esperar operar uma coluna de bolha de massa semi-fluida combinando alta velocidade de gás, alto carregamento de sólidos e alta pressão.

Considerando a transferência de massa gás- liquido, uma pessoa novamente descobriu que os ensinamentos prejudiciais na técnica anterior contra operar combinando alta velocidade de gás com alto carregamento de sólidos. Vandu et al. (2005) descobriu que uma transferência de massa geralmente aperfeiçoa com a velocidade de gás para todos os carregamentos sólidos em velocidades abaixo de 0,4 a 0,5 m/s. No entanto, em velocidades acima de 0,5 m/s e carregamento de sólidos acima de 20% de volume de massa semi-fluida desgaseifiçada, a transferência de massa se achatam ou até mesmo deterioram. Lemoine et al. (Lemoine et al., Fuel Processing Technology, Vol. 89, p. 322 (2008)) em concordância com Krishna et al. (2003) descobriram que um aumento no carregamento de sólidos promoves a coalescência de bolhas pequenas. Lemoine et al. (2008) ainda descobriu que essa coalescência de bolhas pequenas diminui a taxa de transferência de massa geral e ainda declara que a redução dramática no coeficiente de transferência de massa volumétrica sugere que os reatores de coluna de bolha de massa semi-fluida poderiam operar em um regime controlado de transferência de massa ao invés de um regime controlado cineticamente. De maneira interessante, apesar de as bolhas menores assim aperfeiçoarem de maneira vantajosa o coeficiente de transferência de massa geral, as bolhas menores aumentam de maneira prejudicial a obstrução de gás.

A técnica anterior, portanto, encoraja a operação de reatores de coluna de bolha de massa semi-fluida em altas velocidades superficiais de admissão de gás acima de cerca de 0,4 m/s, devido aos seguintes efeitos prejudiciais esperados: (i) mistura de retorno aumentada que limita a conversão alcançável no reator; (ii) obstrução de gás aumentada, reduzindo o espaço disponível para massa semi- fluida que contém catalisador; e (iii) insuficientes taxas de transferência de massa para sustentar altas taxas de reação.

De acordo com a invenção, lá é provido um processo para fabricar pelo menos pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso, o processo incluindo alimentar pelo menos um dito reagente gasoso, como uma alimentação gasosa ou como parte de uma alimentação gasosa que está em uma velocidade superficial de admissão de gás de pelo menos 0,5 m/s, em um recipiente que sustenta uma base expandida de massa semi-fluida de partículas sólidas do catalisador suspenso em um liquido de suspensão de modo que o reagente gasoso pode borbulhar para cima através da base de massa semi-fluida, a base de massa semi-fluida que tem um carregamento de catalisador de pelo menos 20% por volume de massa semi-fluida desgaseifiçada; permitir que pelo menos um dito reagente gasoso reaja de maneira catalitica em uma pressão acima da pressão atmosférica na medida em que o reagente gasoso borbulha para cima através da base de massa semi-fluida para produzir pelo menos um dito produto; e retirar pelo menos um dito produto e qualquer reagente gasoso não reagido a partir do recipiente.

Nesta especificação, o termo "velocidade superficial de admissão de gás" significa implicar a taxa de fluxo total volumétrica de admissão de gás da alimentação gasosa feita por, ou que inclui pelo menos um dito reagente gasoso na temperatura e pressão da base de massa semi-fluida em que a alimentação gasosa entra no recipiente, tipicamente em um baixo nivel no fundo da base de massa semi-fluida, dividido pela área de seção transversal do recipiente, excluindo qualquer área de seção transversal que possa ser ocupada pelos internos do recipiente, e.g. um distribuidor de gás ou serpentinas de resfriamento. No caso em que as alimentações gasosas múltiplas são empregadas, o termo "taxa de fluxo total volumétrico de admissão de gás" significa implicar na soma de todos os fluxos de gás que entram no reator, i.e. a soma de todos os fluxos de alimentação gasosa fresca e quaisquer fluxos de reciclo gasoso que possam estar presentes.

O produto pode incluir um ou mais produtos gasosos. 0 processo podem então incluir permitir que produto gasoso e um reagente gasoso não reagido desacople a partir da base de massa semi-fluida como componentes gasosos em um espaço de cabeça acima da base de massa semi- fluida. Retirar pelo menos um dito produto e qualquer reagente gasoso tipicamente então inclui retirar componentes gasosos a partir do espaço da cabeça. 0 produto pode incluir um ou mais produtos liquidos. O liquido de suspensão da base de massa semi- fluida pode estar inteira ou parcialmente compreendido pelo produto liquido. Retirar pelo menos um dito produto e qualquer reagente gasoso não reagido tipicamente então inclui retirar a fase liquida a partir da base de massa semi-fluida, desta forma mantendo a base de massa semi- fluida expandida em um nivel desejado.

O processo pode incluir alimentar mais do que um reagente gasoso na base de massa semi-fluida. Em uma modalidade da invenção, a alimentação gasosa inclui pelo menos CO e H2 como reagentes gasosos e a alimentação gasosa é então alimentada para a base de massa semi-fluida para produzir hidrocarbonetos liquidos e gasosos, com o catalisador sendo um catalisador de sintese de hidrocarboneto. Os oxigenatos podem ser possivelmente também produzidos a partir dos reagentes gasosos que estão sendo alimentados para a base de massa semi-fluida. O processo pode então ser um processo de sintese de hidrocarboneto convertendo uma alimentação de gás de sintese para liquido e produtos gasosos com o produto 5 liquido e produto gasoso incluindo produtos tipicos da

Sintese de Fischer-Tropsch tal como hidrocarbonetos e oxigenatos de C3+, e.g. etanol. Em uma modalidade da invenção, o processo é então um Fischer-Tropsch processo de sintese de hidrocarboneto convertendo gás de sintese em 10 hidrocarbonetos.

Quando o processo é um processo de sintese de hidrocarboneto, e.g. um processo de sintese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch, a produtividade volumétrica do processo (o rendimento de espaço-tempo do 15 processo) pode estar acima de 1,500 kg de hidrocarbonetos total / (m3 de base de massa semi-fluida expandida de gás • dia) .

O processo pode incluir limitar a conversão por passo de pelo menos um dito reagente gasoso. Quando o 20 catalisador é um catalisador de síntese de hidrocarboneto e uma alimentação gasosa inclui CO e H2, e.g. quando uma alimentação gasosa é gás de sintese, a conversão por passo de CO + H2 pode estar limitada a um valor de entre cerca de 35 e 85 mol%. A razão para esse limite é que uma alta 25 concentração de água (água é um produto da síntese de hidrocarboneto) é prejudicial para o catalisador. 0 valor exato desse limite de conversão é determinado pelas características do catalisador e da sua tolerância quanto á água, mas normalmente um processo de síntese de 30 hidrocarboneto irá operar na conversão por passo mais alta onde o catalisador tem uma atividade, seletividade e vida útil aceitáveis. Os catalisadores de cobalto são conhecidos por sua alta resistência à pressão parcial de água e irá tipicamente operar no sentido da fronteira superior da dita 5 faixa, ao passo que catalisadores de ferro são menos tolerantes à água e irão tipicamente operar no sentido da fronteira inferior da dita faixa. Com referência à Equação 2 e à discussão que acompanha, esse limite de conversão por passo tem um papel vital para determinar a capacidade do 10 reator único, independentemente da atividade do catalisador. Portanto, um catalisador de baixa atividade com uma alta tolerância à água pode não ser capaz de sustentar uma alta taxa de ion do produto por volume do reator, mas irá em principio permitir uma capacidade do 15 reator único aumentando a altura do reator; consequentemente um pequeno número de reatores altos será necessário a fim de alcançar a capacidade de produção total desejada da usina. Por outro lado, um catalisador altamente ativo com uma baixa tolerância à água pode sustentar uma 20 taxa de produção muito alta por volume do reator, mas não irá permitir uma alta capacidade do reator único, pois aumentando a altura do reator levará a conversões excessivas que irão destruir o catalisador. Consequentemente, um grande número de reatores baixos será 25 necessário a fim de alcançar a capacidade de produção geral desejada da usina, que não é também uma situação desejável.

Apesar dessas limitações, foi descoberto agora surpreendentemente que a presente invenção permite uma alta capacidade do reator único ou uma alta taxa de produção por 30 volume do reator, ou as duas. Uma alta capacidade do reator único é obtida operando em uma velocidade superficial de admissão de gás de pelo menos 0,5 m/s que era acreditado anteriormente ser impossível devido à obstrução de gás excessiva e às taxas de transferência de massa inadequadas. 5 Uma alta taxa de reação por volume do reator pode, dentre outras, ser alcançada aumentando a concentração do catalisador na massa semi-fluida, que também foi pensado I anteriormente como sendo ineficiente devido a uma redução no coeficiente de transferência de massa com o carregamento 10 do catalisador fazendo com que o reator da massa semi- fluida torne limitada a transferência de massa. Em uma modalidade preferida quando o catalisador de cobalto é utilizado, o processo será preferencialmente operado em uma conversão por passo de gás de síntese de pelo menos 40% de 15 mol, mais preferencialmente pelo menos 50% de mol, e mais preferencialmente pelo menos 60% de mol.

O processo pode incluir alimentar um fluxo de gás de reciclo que inclui reagente(s) gasoso(s) não-reagido(s) a partir do espaço da cabeça até a base de massa semi- 20 fluida. Geralmente, o fluxo de reciclo é combinado com um fluxo de alimentação fresco de gás de síntese para formar um fluxo de alimentação total, i.e. a dita alimentação gasosa, para o reator. Como será apreciado, o(s) reagente (s) gasoso(s) e qualquer gás reciclado e qualquer 25 produto gasoso auxilia na manutenção das partículas sólidas do catalisador em suspensão no líquido de suspensão.

O carregamento do catalisador pode ser pelo menos de 30% por volume de massa semi-fluida desgaseifiçada, preferencialmente pelo menos de 35% por volume de massa 30 semi-fluida desgaseificada, mais preferencialmente pelo menos de 40% por volume de massa semi-fluida desgaseifiçada, e.g. 41% por volume de massa semi-fluida desgaseifiçada. Tipicamente, no entanto, o carregamento do catalisador será menos do que 55% por volume de massa semi- 5 fluida desgaseifiçada.

A base de massa semi-fluida pode estar em uma pressão de pelo menos 10 bar, preferencialmente pelo menos 20 bar, mais preferencialmente pelo menos 25 bar. A base de massa semi-fluida pode estar em uma pressão de até cerca de 10 60 bar.

A velocidade superficial de admissão de gás pode ser de pelo menos 0,6 m/s, ou ela pode ser de pelo menos 0,7 m/s, ou ela ser de pelo menos 0,85 m/s. A velocidade superficial de admissão de gás pode ser menor do que 1 m/s. 15 Tipicamente, a velocidade superficial de admissão de gás é menor do que 1,5 m/s, ou ainda maior em menos que 2 m/s; a velocidade superficial de admissão de gás é tipicamente não esperada como sendo acima de 2,5 m/s.

A base de massa semi-fluida expandida pode ter 20 uma altura de menos do que cerca de 40 m, preferencialmente entre cerca de 30 m e cerca de 40 m, e.g. cerca de 38 m. Tipicamente, a base de massa semi-fluida tem um diâmetro de pelo menos 6 m. Então, em uma modalidade da invenção, a base de massa semi-fluida expandida tem uma altura menor do 25 que 40m e um diâmetro de pelo menos 6m. Quando o processo for um processo de sintese de hidrocarboneto, a capacidade do reator único é preferencialmente pelo menos 3.200 toneladas de hidrocarbonetos totais por dia. Tipicamente, quando o processo for um processo de sintese de 30 hidrocarboneto, o processo é um processo de estágio único, i.e. o processo compreende operar pelo menos um estágio de síntese de hidrocarboneto de multi-passo com o estágio de síntese de hidrocarboneto de multi-passo não sendo seguido ou precedido por outro está de síntese de hidrocarboneto, 5 apesar de, naturalmente, o processo poder incluir uma pluralidade de estágios de síntese de hidrocarboneto de multi-passo em paralelo. Então, levando em consideração a conversão limitada por passo de reagente(s), o fluxo de gás de reciclo está tipicamente presente quando o processo é um 10 processo de síntese de hidrocarboneto e está sendo tipicamente alimentado para a base de massa semi-fluida em uma razão volumétrica de fluxo de gás de reciclo/alimentação gasosa de pelo menos 0,4.

Quando o processo for um processo de síntese de 15 hidrocarboneto, o catalisador pode ser um catalisador de Fischer-Tropsch que contém cobalto ou ferro. Os catalisadores com base em cobalto são geralmente catalisadores com suporte. Os suportes adequados incluem óxidos inorgânicos refratários tal como alumina, sílica, 20 titânia, zircônia, e outros conhecidos por aqueles com habilidade na técnica. Os catalisadores preparados em suportes modificados, tal como aqueles revelados nas Patentes n° US 6262132, US 6638889 e US 6117814, são especialmente adequados para uso em reatores de coluna de 25 bolha de massa semi-fluida operados de acordo com o processo da invenção. As partículas do catalisador podem ter uma faixa de tamanho de partícula desejada, e.g. em partículas do catalisador maiores que 300 microns e menores do que 5% por massa das partículas do catalisador sendo 30 menores do que 22 microns. Tipicamente, quando o processo for um processo de sintese de hidrocarboneto, a razão molar de H2/CO em uma alimentação gasosa é um parâmetro importante que pode variar a partir de cerca de 0,5 a 2,5. É conhecido que uma 5 razão superior de H2/CO pode ter geralmente o beneficio de uma vida útil de catalisador aperfeiçoada, ao passo que uma razão de H2/CO inferior pode render melhor seletividades do produto. Portanto, a razão de H2/CO de uma alimentação gasosa é selecionada com base em um exercicio de otimização 10 do processo, e depende dos aspectos tal como as características do catalisador, as seletividades desejadas do produto, etc. Em modalidades preferidas, o processo de sintese de hidrocarboneto é operado com uma razão molar de H2/CO de não mais do que 2. Em outras palavras, existe um 15 excesso de CO acima dos requisitos estequiométricos para a sintese de hidrocarboneto.

Deve ser apreciado que a alimentação gasosa tipicamente inclui gases inertes e diluentes, tal como N2, particularmente quando a alimentação gasosa for gás de 20 sintese. Outro gás tipicamente presente em uma alimentação gasosa é CO2, que pode ser considerado para todos os propósitos práticos como sendo um gás inerte. Como é conhecido por aqueles com habilidade na técnica, apesar de esses gases inertes ou diluentes serem indesejáveis, eles 25 estão às vezes inevitavelmente presentes porque eles não seriam econômicos para tentar evitar ou remover esses gases. Em outros casos, tal como quando o gás de sintese é derivado de um carvão via gaseificação, existe uma tal quantidade substancial de C02 na alimentação que é 30 geralmente desejável para remover o CO2 parcial ou completamente a partir da alimentação fresca. 0 processo pode incluir resfriar os componentes gasosos a partir do espaço da cabeça para condensar o produto liquido, e.g. hidrocarbonetos liquidos e água de reação, separando o produto liquido a partir dos gases para prover um gás de cauda, e reciclando pelo menos parte do gás de cauda para a base de massa semi-fluida como o fluxo de gás de reciclo. 0 recipiente da massa semi-fluida pode ser mantido então em condições normais de pressão e temperatura elevadas associado com as reações de Sintese de Fischer- Tropsch, e.g. uma pressão de funcionamento pré-determinada ou selecionada na faixa de 10 a 50 bar, e uma temperatura pré-determinada ou selecionada na faixa de 160°C a 280°C, ou ainda mais alta para a produção de produto de ponto de ebulição inferior. Tipicamente, para a sintese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch, a faixa de temperatura é de 200°C a 260°C.

As particulas do catalisador na base de massa semi-fluida são então mantidas em suspensão pela turbulência criada por uma alimentação gasosa (e.g. gás de sintese fresco e gás reciclado opcional) passando através da base de massa semi-fluida, i.e. borbulhando através da base de massa semi-fluida. A velocidade superficial de admissão de gás de pelo menos 0,5 m/s através da base de massa semi-fluida é então suficientemente alta para manter a base de massa semi-fluida em um estado de turbulência ou de suspensão.

O processo pode incluir reciclar a fase liquida através da base de massa semi-fluida. Em particular, o processo pode incluir permitir que a massa semi-fluida passe no sentido para baixo a partir de um alto nivel na base de massa semi-fluida até um nivel inferior do mesmo, utilizando meios de redistribuição de massa semi-fluida ou re-distribuidores de massa semi-fluida, desta forma para redistribuir o calor, fase liquida e partículas do catalisador dentro da base de massa semi-fluida.

Nessa especificação, o termo "meio de redistribuição de massa semi-fluida" ou "re-distribuidores de massa semi-fluida" é pretendido para se referir ao aparelho fisico utilizado para re-distribuir massa semi-fluida e partículas do catalisador verticalmente dentro do recipiente do reator, e não se refere à ação de redistribuição da massa semi-fluida e da partícula do catalisador do gás que passa para cima através da base de massa semi-fluida. 0 meio de redistribuição de massa semi- fluida pode então incluir tubos de descida ou tubos de seca ou aparelho de redistribuição mecânica tal como tubos e bombas e filtros.

Quando o meio de re-distribuição de massa semi- fluida inclui tubos de descida, os tubos de descida podem ser arranjados em uma primeira região de tubo de descida e em uma segunda região de tubo de descida, com a segunda região de tubo de descida sendo verticalmente espaçada com relação à primeira região de tubo de descida.

Os tubos de descida ou tubos de seca podem então estar localizados em níveis diferentes ou elevações verticais dentro da base de massa semi-fluida. A segunda região de tubo de descida pode estar localizada em um nivel mais alto do que a primeira região de tubo de descida, e, se desejado, regiões de tubo de descida adicionais, cada qual contendo pelo menos um tubo de descida ou tubo de seca pode ser provido acima da segunda região de tubo de descida, com uma terceira região e quaisquer regiões de 5 tubo de descida subsequentes também estando espaçadas verticalmente entre si.

Em uma modalidade da invenção, a segunda região de tubo de descida pode sobrepor a primeira região de tubo de descida. Em outras palavras, a(s) extremidade(s) 10 inferior (es) do(s) tubo(s) de descida na segunda região de tubo de descida pode sobrepor a(s) extremidade(s) superior(es) do(s) tubo(s) de descida na primeira região de tubo de descida. Em outra modalidade da invenção, no entanto, a segunda região de tubo de descida pode estar 15 localizada em uma relação de não sobreposição com relação à primeira região de tubo de descida. Em outras palavras, a(s) extremidade(s) inferior(es) do(s) tubo(s) de descida na segunda região de tubo de descida pode(m) ser espaçadas com afastamento vertical a partir da(s) extremidade(s) 20 superior(es) do(s) tubos de descida na primeira região de tubo de descida.

O(s) tubo(s) de descida na segunda região de tubo de descida pode(m) ser escalonado(s) com relação aquele(s) na primeira região de tubo de descida, quando o reator ou 25 recipiente é visto em uma vista plana. Em outras palavras, a(s) extremidade(s) inferior (es) do(s) tubo(s) de descida na segunda região de tubo de descida preferencialmente não descarrega a massa semi-fluida diretamente acima da(s) extremidade(s) superior(es) do(s) tubo(s) de descida na 30 primeira região de tubo de descida.

Cada tubo de descida pode compreender uma seção de transporte inferior e uma seção superior de desacoplamento ou desgaseificação de área de seção transversal mais alta do que a seção de transporte. As seções são preferencialmente circulares na seção transversal, tem a forma cilindrica, com um componente de conexão fulgurante para cima e para baixo que conecta a seção de desacoplamento à seção de transporte. No entanto, a seção de desacoplamento pode, se desejado, estar em outra forma adequada, e.g. na forma de um canal de seção retangular ou triangular, conforme determinado pelo espaço disponível dentro do recipiente do reator.

Enquanto cada tubo de descida estará normalmente localizado inteiramente dentro da base de massa semi-fluida i.e. dentro do recipiente do reator, com a seção de desgaseificação tipicamente alinhada axialmente com a seção de transporte, a seção de transporte e, opcionalmente, parte da seção de desgaseificação pode, ao invés disso, estar localizada fora do recipiente do reator, com a extremidade de saida inferior da seção de transporte e pelo menos a extremidade de entrada superior e da seção de desgaseificação então, no entanto, estando localizada dentro do recipiente do reator na base de massa semi-fluida ou na zona da base de massa semi-fluida. Se desejado, as seções de transporte e de desgaseificação podem ser resfriadas por meios de resfriamento indiretos, por exemplo, tubos através dos quais água alimentada para o boiler é passada.

O processo pode incluir operar um estágio de sintese de hidrocarboneto de modo que a base de massa semi- fluida esteja em um regime de fluxo heterogêneo ou de fluxo turbulento de rotatividade e compreende uma fase diluida que consiste de grandes lacunas de rápido crescimento de reagentes gasosos, e possivelmente produto gasoso, que atravessa a base de massa semi-fluida expandida virtualmente de uma maneira de fluxo de conexão, e uma fase densa compreendendo a fase liquida, i.e. produto liquido, partículas sólidas do catalisador, e lacunas menores contidas de reagentes gasosos e, possivelmente, produto gasoso.

A alimentação gasosa pode ser qualquer gás de sintese derivado de qualquer fonte, tal como gás de sintese derivado de carvão ou gás de sintese derivado de gás natural.

A razão do fluxo de gás de reciclo/alimentação gasosa pode estar em uma faixa com um limite inferior de 0,4 conforme indicado anteriormente, com um limite superior da faixa sendo cerca de 1,5. O limite inferior pode, no entanto, ser superior a cerca de 0,5, ou ainda maior do que cerca de 0,6. O limite superior pode ser inferior a cerca de 1,3, ou até mesmo tão baixo como cerca de 1.

A invenção será descrita agora e ilustrada em mais detalhes com referência aos experimentos definidos abaixo e aos desenhos diagramáticos que acompanham.

DESCRIÇÃO DOS DESENHOS

Nos desenhos, a Figura 1 mostra um gráfico de obstrução de gás como uma função de velocidade e de pressão de gás para carregamento de 20% de sólidos;

Figura 2 mostra um gráfico de obstrução de gás como uma função de velocidade e pressão de gás para carregamento de 30% de sólidos;

Figura 3 mostra um gráfico de obstrução de gás como uma função de velocidade e pressão de gás para carregamento de 40% de sólidos; 5 Figura 4 mostra um gráfico do coeficiente de transferência de massa volumétrica como uma função de velocidade de gás para diversos carregamentos de sólidos;

Figura 5 mostra um gráfico do coeficiente de transferência de massa volumétrica como uma função de 10 velocidade de gás superficial com nenhum sólido contido na fase liquida, em temperatura e pressão ambiente;

Figura 6 mostra um gráfico do coeficiente de transferência de massa volumétrica como uma função de velocidade de gás superficial de acordo com Vandu et al. 15 (2005) e de acordo com o Depositante, para sólidos com 20% de peso, e de acordo com Han (Han, Hydrodynamics, Mistura de retorno, e Transferência de Massa em um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida para combustíveis alternativos de Fischer-Tropsch, tese de Ph.D., Washington 20 University, 2007) para sólidos com 25% de pesos, em temperatura e pressão ambiente;

Figura 7 mostra um gráfico da influência dos pressupostos do modelo do reator selecionado sobre os valores calculados para o coeficiente de transferência de 25 massa volumétrica., com dados a partir de Vandu et al., (2005) calculados com o modelo de reator de tanque continuamente agitado (CSTR) (cG=cG,in) θ dados a partir o Depositante calculado utilizando tanto o modelo de dispersão axial (ADM) (cG=cG(t)) quanto o modelo CSTR 30 (cG=cG,in) ;

Figura 8 mostra um gráfico dos resultados de uma execução de teste de demonstração; e

Figura 9 mostra uma vista longitudinal transversal de uma instalação que pode ser utilizada em um processo de acordo com a invenção para fabricar pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso em uma base de massa semi-fluida.

Experimento 1 Medições da Obstrução de gás

As medições de obstrução de gás foram realizadas em uma configuração experimental de modelo frio compreendendo um coluna de bolha de massa semi-fluida de alta pressão com um diâmetro interno de 15 cm e uma altura total de 412 cm. Dez visores foram posicionados ao longo da altura do reator a fim de permitir a inspeção visual do fluxo dentro da coluna. Ar comprimido entrou na coluna a partir do fundo via uma câmara de pleno e através de uma placa de distribuição que tem 84 orificios com 0,6 cm de diâmetro cada. Um regulador de pressão de retorno foi ajustado em uma saida de gás da coluna a fim de controlar a pressão no valor desejado. As medições foram realizadas na temperatura ambiente prevalecente, que foi cerca de 15°C. A obstrução de gás geral foi determinada a partir da extensão da expansão de base quando o ar foi borbulhado através da base, i.e. ela foi calculada como a diferença entre a altura da base sob condições de fluxo e a altura da base estática antes da introdução de ar.

A densidade de ar nas condições que prevalecem das medições do modelo frio (temperatura de 15°C, pressão que varia a partir de 1 a 11 bar) é comparada aquela do gás de síntese sob condições típicas de Síntese de Fischer- Tropsch (temperatura a partir de 200°C a 230°C, pressão a partir de 20 a 40 bar) na Tabela 1. A faixa de densidades de gás aplicáveis aos estudos de modelo frio cobre a densidade de gás da Síntese de Fischer-Tropsch durante uma ampla faixa de condições de funcionamento, garantindo a equivalência entre as medições atuais e a obstrução de gás que seria encontrada em reatores de coluna de bolha de massa semi-fluidas representativos comercialmente Fischer- Tropsch . Tabela 1: Densidades de gás em kg m'3 de gás de síntese e ar

a Composição de gás de síntese presumida: 60% de H2, 30% de CO, 6% de C02 e 4% de CH4 bComposição de ar presumida: 79% de N2, 21% de O2

O líquido empregado durante os experimentos foi uma mistura de parafinas de Ci2 e C13 que, em temperatura ambiente, aproxima razoavelmente as propriedades físicas da fase líquida em um reator de massa semi-fluida Fischer- Tropsch em condições de funcionamento de 200°C a 230°C. A fase sólida foi de partículas de alumina na faixa de tamanho de 50 a 150 μm que tem uma densidade de esqueleto de 3420 kg/m3 e uma densidade de particula de 1721 kg/m3, que é um suporte típico para os catalisadores Fischer- Tropsch de fase de massa semi-fluida.

Os reatores de coluna de bolha de massa semi- fluida, como aqueles utilizados na Síntese de Fischer- Tropsch, operam tipicamente no regime de fluxo turbulento de rotatividade. Com a crescente obstrução de gás, chega um ponto em que o gás ao invés de a massa semi-fluida se tornar a fase contínua, resultando em uma transição de regime a partir de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida para reator de gás fluidizado suspendendo ou transportando gotículas de massa semi-fluida. Steynberg et al. (Steynberg et al., Studies in Surface Science and Catalysis Vol. 152, Chapter 2 (2004)) reportou que a obstrução de gás no início dessa fase de inversão é cerca de 0,65 a 0,7. Foi ainda reportado que em uma obstrução de gás de cerca de 0,8 a 0,9, o reator se transforma em uma base transportada em que o líquido é assoprado para fora do reator.

As medições de obstrução de gás realizadas em apoio à invenção atual cobriu uma ampla faixa de velocidades de gás (até 1 m/s), pressões (1 a 11 bar de ar, equivalentes a mais do que 40 bar de pressão de gás de síntese no caso da Síntese de Fischer-Tropsch) e concentrações de sólidos de massa semi-fluida (20 a 40% de volume). Os resultados, apresentados nas Figuras 1 a 3, revelam a tendência geral de aumentar a obstrução de gás com a crescente velocidade, aumentando a pressão e diminuindo a carga de sólidos. No entanto, os valores reais de obstrução de gás medidos são muito menores do que o previsto pela técnica. Sob todas as condições abrangidas aqui, a obstrução de gás esteja sempre abaixo de cerca de 0.65, as quais de acordo com Steynberg et al. (2004) ainda estarão abaixo do inicio da inversão de fase. De fato, nenhuma transição de regime hidro dinâmico foi observado visualmente durante qualquer uma das execuções experimentais

Experimento 2 Medições de transferência de massa

As medições de transferência de massa foram realizadas em uma configuração experimental de modelo frio compreendendo uma coluna de bolha de massa semi-fluida com um diâmetro interno de 14 cm que opera em pressão atmosférica. O liquido empregado durante os experimentos foi uma mistura de parafinas Ci2 e C13 que, em temperatura ambiente, razoavelmente aproxima as propriedades fisicas da fase liquida em um reator de massa semi-fluida Fischer-

Tropsch em condições de funcionamento de 200°C a 230°C. A fase sólida foi partículas de alumina, que é um suporte tipico para os catalisadores Fischer-Tropsch de fase de massa semi-fluida. As medições de transferência de massa foram realizadas durante uma ampla faixa de velocidades de gás e para concentrações de sólidos diferentes. A velocidade de gás é definida como a taxa de fluxo volumétrico de gás na condição prevalecente de temperatura e de pressão dividida pela área transversal da coluna. O procedimento foi para estabelecer um fluxo de nitrogênio puro, em uma determinada velocidade de gás, através da coluna por um tempo suficiente para garantir que todo o oxigênio fosse espanado a partir da fase liquida. Então, em um instante especifico (definido como "tempo zero" ou abreviado para t = 0), o fluxo de nitrogênio foi substituído por um fluxo de ar em exatamente a mesma velocidade de gás. Dois sensores de oxigênio, colocados em determinadas posições dentro da coluna, então mediram a ingestão de oxigênio para o liquido. Os dados foram utilizados para calcular o coeficiente de transferência de massa na concentração envolvida de velocidade de gás e de sólidos. Alguns resultados desse estudo são apresentados na Figura 4. Apesar de um aumento nos sólidos até 20% de volume ter um efeito negativo significativo sobre o valor do coeficiente de transferência de massa volumétrica (kLa), aumentos adicionais na concentração de sólidos até 30% de volume teve uma influência quase negligenciável.

Ao comparar esses resultados aqueles de Vandu et al. (2005) e Han (2007), fica imediatamente aparente que os coeficientes de transferência de massa medidos nesse estudo são apreciavelmente maiores do que no case de estudos da técnica anterior (vide Figuras 5 e 6) . A discrepância é especialmente severa em uma combinação de alta velocidade de gás e altas cargas de sólidos (vide Figura 6).

Os inventores realizaram análises adicionais a fim de entender e explicar essa discrepância. Foi descoberto que Vandu et al. (2005) presumiu isso, no tempo zero (tempo da mudança de etapa na alimentação de gás, i.e. t = 0), a concentração de fase de gás ao longo da coluna já foi igual aquela do gás de alimentação entrando na coluna. Essa presunção não é correta, com certeza, na medida em que levará tempo para que a composição de fase de gás em qualquer ponto na coluna se torne igual aquela do gás de alimentação. Consequentemente, a força motriz para a transferência de massa foi substancialmente superestimada nos estudos da técnica anterior, produzindo valores para o coeficiente de transferência de massa que são irrealisticamente baixos. Ao contrário, os dados medidos no estudo atual foram processados levando em consideração a mudança dinâmica na composição de fase de gás ao longo de toda a coluna de bolha após a troca de nitrogênio para ar, desta forma estimando um valor mais preciso para a força motriz de transferência de massa e coeficiente de transferência de massa. Quando os dados no presente estudo foram incorretamente interpretados utilizando as presunções de Vandu et al. (2005), foi descoberto que os coeficientes de transferência de massa estimados estão amplamente em acordo com os resultados de Vandu et al. (2005) (vide Figura 7). Isso mostra que os coeficientes de transferência de massa maiores medidos no estudo atual quando comparados com a técnica anterior não são devido às discrepâncias nas medições experimentais per se, mas ao invés disso em uma configuração mais adequada e precisa de presunções utilizadas para interpretar os dados.

A partir da análise acima, pode ser concluido que o coeficiente de transferência de massas em colunas de bolha de massa semi-fluida estão na ordem de 50 a 100% maiores do que anteriormente reportado pela técnica. Essa subestimativa do coeficiente de transferência de massa pela técnica anterior foi especialmente severa para a combinação de uma alta carga de sólidos e uma alta velocidade de gás; contudo, o ensinamento da técnica anterior que as restrições de transferência de massa não permitirá altas produtividades volumétricas do reator.

Experimento 3 Execução de Validação em um reator de demonstração

o conceito de velocidade de gás superior foi demonstrado para a Sintese de Fischer-Tropsch em um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida com 0,77 m de diâmetro interno. 0 reator foi operado sob reciclo a fim de manter a conversão de gás de sintese geral em cerca de 90%. Durante a execução de demonstração, que durou mais de um ano, a velocidade superficial de admissão de gás foi aumentada por etapa a partir de cerca de 0,4 m/s até cerca de 0,7 m/s. A carga do catalisador dentro do reator foi aumentada concomitantemente a fim de manter a taxa de reação superior necessária para alcançar a conversão desejada.

Um catalisador de cobalto promovido por platina em um suporte de alumina modificado por silica foi empregado para os propósitos da execução de teste. O catalisador foi preparado de acordo com os ensinamentos do método de impregnação da Patente N° US 5733839, porém utilizando um suporte modificado de silica. Em geral, a operação do reator foi estável e nenhum desvio inesperado a partir da operação normal foi observada. Isso indica que a obstrução de gás não foi excessiva, de acordo com as descobertas dos estudos de modelo frio anteriores, mas contrárias às expectativas da técnica anterior.

Os resultados da execução do teste estão apresentados na Tabela 2 e na Figura 8. O primeiro ponto de dados (em uma velocidade superficial de admissão de gás de 0,39 m/s) corresponde à extremidade da faixa ilustrada pelos exemplos reais da técnica anterior, e.g. o exemplo provido na Patente N° W02005/107935. Fica claro que a produtividade volumétrica do reator aumenta linearmente além de uma velocidade de gás de 0,4 m/s, contrário aos ensinamentos da técnica anterior (e.g. Patente n° US 6914082) de uma diminuição na produtividade volumétrica do reator na faixa de 0,4 a 0,6 m/s. Isso também mostra que a obstrução de gás não foi excessiva para a operação de um reator de coluna de bolha de massa semi-fluida em velocidades de gás maiores do que 0,5 m/s. Ademais, o coeficiente de transferência de massa foi evidentemente alto o suficiente para manter as altas taxas de reação necessárias a fim de manter a conversão no nivel almejado, i.e. o sistema de reação não se tornou controlado pela transferência de massa. Como o volume do reator foi um fator constante durante o curso da execução do teste, fica claro que a capacidade do reator único aumentada para exatamente a mesma extensão como a produtividade por unidade de volume do reator, i.e. a capacidade de produção do reator produção também foi aumentada linearmente com a velocidade de gás. Tabela 2: Resultados de execução de teste de demonstração

Com referência à Figura 9, o numeral de referência 10 indica geralmente uma instalação para a síntese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch.

A instalação 10 inclui um reator de fase de massa semi-fluida de síntese de Fischer-Tropsch cilíndrico circular vertical ou coluna de bolha 12, com entrada de alimentação de reagentes gasosos pelo fundo 14 que leva para um distribuidor de gás (não mostrado) dentro do reator 12 e uma saída de componentes gasosos 16 que leva para o topo do reator 12. Uma saída de produto de fase líquida 18 que leva a partir do reator 12 em qualquer nível conveniente.

O reator 12 inclui uma primeira região de tubo de descida, geralmente indicado pelo numeral de referência 20.

A região do tubo de descida 20 inclui um tubo de descida, geralmente indicado pelo numeral de referência 22. O tubo de descida 22 inclui uma seção de transporte cilíndrica 24 de diâmetro relativamente pequeno, um componente de conexão fulgurante para fora 26 em uma extremidade superior da seção de transporte 24, e uma seção de desgaseificação 28 com diâmetro maior, uma extremidade inferior da qual está conectada ao componente de conexão 26. Uma extremidade superior da seção de desgaseificação 28 assim provê uma entrada 40 para a massa semi-fluida, enquanto uma extremidade inferior da seção de transporte 24 provês uma saida de massa semi-fluida 42. Os tubos de resfriamento 29 são também providos na região do tubo de descida 20.

O reator 12 também inclui uma segunda região de tubo de descida, geralmente indicada pelo numeral de referência 30. A região do tubo de descida 30 inclui um tubo de descida, geralmente indicado pelo numeral de referência 32. 0 tubo de descida 32 também inclui uma seção de transporte 34 de diâmetro relativamente pequeno, um componente de conexão fulgurante para fora 36 em uma extremidade superior da seção de transporte 34, e uma seção de desgaseificação 38 de diâmetro relativamente grande em uma extremidade superior da seção de transporte 34. Uma extremidade inferior da seção de desgaseificação 38 é então conectada ao componente de conexão 36. Uma extremidade superior da seção de desgaseificação 38 provê uma entrada de massa semi-fluida, enquanto uma extremidade inferior da seção de transporte 34 provê uma saida de massa semi- fluida. Os tubos de resfriamento 39 são também providos na região do tubo de descida 30.

A extremidade inferior do tubo de descida 32 é espaçado com afastamento vertical a partir da extremidade superior do tubo de descida 22. Ademais, o tubo de descida 32 não está alinhado axialmente com o tubo de descida 22.

Em outras palavras, o tubo de descida 32 é escalonado em relação ao tubo de descida 22 quando o reator 12 é visto em uma vista plana.

A instalação 10 ainda inclui uma unidade de separação 54 em comunicação fluida com a saida dos componentes gasosos 16 e um compressor 56 em comunicação fluida com a unidade de separação 54. Uma linha de fluxo de gás de reciclo 58 que leva a partir do compressor 56 para unir uma linha de alimentação de reagentes 59 que vai para a entrada de alimentação 14. Uma linha de produto liquido 60 que leva a partir da unidade de separação 54, com uma linha de gás de cauda 62 estabelecendo a comunicação fluida entre a unidade de separação 54 e o compressor 56. Uma linha de retirada do gás de cauda 64 divide a partir da linha de reciclo do cauda 58 e uma linha adicional do produto liquido 61 que leva a partir da saida do produto de fase liquida 18. 0 reator 12 em uso provês uma zona de base de massa semi-fluida contendo uma base de massa semi-fluida 70 compreendendo pelo menos 20% por volume de particulas de catalisador de cobalto apoiada por sintese de hidrocarboneto suspenso em produto de fase liquida. A base de massa semi-fluida 70 tem uma superfície superior em um nivel normal 72 acima da segunda região de tubo de descida 30, com um espaço de cabeça 74 sendo provido acima da base de massa semi-fluida 70.

Em uso, uma alimentação de reagentes gasosos ou gás de sintese fresco compreendendo principalmente monóxido de carbono e hidrogênio como reagentes gasosos, é alimentada para o fundo do reator 12 através da linha de alimentação de reagentes 59 e da entrada de alimentação de reagentes gasosos 14, o gás sendo tipicamente distribuído de maneira uniforme através de um sistema de pulverização ou placa de grade (não mostrada) dentro do 12.

Simultaneamente, um fluxo de gás de reciclo (tipicamente resfriado) compreendendo tipicamente hidrogênio, monóxido de carbono, metano e dióxido de carbono é devolvido ao reator 12 através da linha de fluxo de gás de reciclo 58. 5 Os reagentes gasosos, compreendendo o gás de sintese fresco e o gás reciclado, passa para cima através da base de massa semi-fluida 70. Na medida em que o gás de sintese borbulha através da base de massa semi-fluida 70, os reagentes gasosos nele reagem cataliticamente para 10 formar produto liquido, que então forma parte da base de massa semi-fluida 70. De tempos em tempos, ou continuamente, a fase liquida compreendendo produto liquido é retirada da saida de produto de fase liquida 18 e da linha de produto liquido 61, com partículas do catalisador 15 sendo separada a partir do produto liquido em um sistema de separação interno ou externo adequado, e.g. utilizando filtros (não mostrado) . Se o sistema de separação estiver localizado externamente ao reator, um sistema adicional (não mostrado) para devolver as partículas separadas do 20 catalisador para o reator é então provido.

A alimentação de reagentes gasosos (gás de alimentação de sintese fresco) e o gás reciclado são introduzidos no fundo do reator 12 em uma taxa suficiente para agitar e suspender todas as partículas do catalisador 25 no sistema sem instalação. As taxas de fluxo de gás serão selecionadas dependendo da concentração da massa semi- fluida, densidade do catalisador, suspendendo a densidade e viscosidade do meio, e tamanho da partícula particular utilizada. No entanto, de acordo com a invenção, as taxas 30 de fluxo de gás são selecionadas de modo que os gases passam para cima através da base de massa semi-fluida 70 em uma velocidade superficial de admissão de gás de pelo menos 0,5 m/s em uma região de extremidade de fundo do reator 12 em que o gás entra na base de massa semi-fluida 70.

Alguma massa semi-fluida continuamente passa para baixo através dos tubos de descida 32, 22 desta forma para alcançar a redistribuição uniforme de partículas do catalisador dentro da base de massa semi-fluida 70, e também para garantir uma distribuição de calor uniforme ao longo da base de massa semi-fluida 70.

O reator 12 é operado de modo que a base de massa semi-fluida 70 desse esteja em um regime de fluxo heterogêneo ou de fluxo turbulento de rotatividade e compreende uma fase diluída que consiste de lacunas maiores de crescimento rápido de reagentes gasosos e produto gasoso que atravessam a base de massa semi-fluida 70 virtualmente de uma maneira de fluxo de conexão e uma fase densa que compreende produto líquido, partículas sólidas do catalisador e lacunas menores contidas de reagentes gasosos e produto gasoso que são misturados de volta.

A água de boiler como uma troca de calor indireto ou meio de transferência de calor é circulada através dos tubos de refrigeração 29, 39. O calor é transferido a partir da base de massa semi-fluida 70 para a água do boiler para formar uma mistura de vapor e água.

Os produtos de hidrocarbonetos leves, tal como um Ci9 e abaixo da fração são retirados a partir do reator 12 através da saída dos componentes gasosos 16 e passados para a unidade de separação 54. Tipicamente, a unidade de separação 54 compreende uma série de resfriadores e um separador de vapor-líquido e pode incluir opcionalmente ainda resfriadores e separadores, e possivelmente também uma unidade de separação fria, para separação de produtos de hidrocarboneto leves de fase líquida, água e opcionalmente dióxido de carbono a partir dos componentes gasosos remanescentes. Outras tecnologias de separação tal como unidades de membrana, unidades de adsorção de balanço de pressão e/ou unidades para remover seletivamente dióxido de carbono e metano podem ser empregadas. Os gases separados compreendendo hidrogênio, monóxido de carbono e outros gases são comprimidos e reciclados por meio do compressor 56 para prover o fluxo de gás de reciclo na linha de fluxo de gás de reciclo 58. Um fluxo de gás de cauda é retirado por meio da linha de gás de cauda 64 para impedir o acúmulo de inertes no reator 12. Hidrocarbonetos liquidos condensados e água de reação são retirados a partir da unidade de separação 54 por meio da linha de fluxo 60 para funcionamento adicional.

De acordo com uma modalidade preferida da invenção, o fluxo de gás de reciclo 58 é alimentado para a base de massa semi-fluida 70 através da linha de fluxo de gás de reciclo 58 e a entrada 14 em uma razão volumétrica de fluxo de gás de reciclo em linha 58 / alimentação de reagentes gasosos entrando através da linha de alimentação de reagentes gasosos 59, de pelo menos 0,4. Então, o processo 10 emprega um estágio de sintese de hidrocarboneto de multi-passo definido pelo reator 12, utilizando uma razão de reciclo relativamente grande.

O recipiente do reator 12 é tipicamente mantido em uma pressão de funcionamento de entre cerca de 10 bar e de cerca de 50 bar, mais tipicamente entre cerca de 20 bar e cerca de 30 bar, e em uma temperatura de funcionamento de entre 160°C e 280°C, tipicamente entre cerca de 200°C e 260°C, e.g. entre 200°C e 230°C. A pressão de funcionamento e a temperatura de funcionamento selecionada pode depender da natureza e do espalhamento de produto gasoso e liquido necessário e o tipo de catalisador utilizado. Naturalmente, o recipiente do reator 12 é provido com meio de controle de temperatura adequado, tal como os tubos de refrigeração 29, 39 para controlar as temperaturas de reação, bem como meio de controle de pressão adequada tal como uma ou mais válvulas de controle de pressão (não mostrado).

No recipiente do reator 12, na medida em que o gás de sintese passa através da base de massa semi-fluida 70, o monóxido de carbono e hidrogênio reagem para formar uma faixa de produtos de acordo com reações de Fischer- Tropsch conhecidas. Alguns desses produtos estão na forma gasosa nas condições de funcionamento do reator 12, conforme mencionado anteriormente, e são retirados como componentes gasosos através da saida de componentes gasosos 16, também mencionado anteriormente. Alguns dos produtos produzidos estão na forma de liquido, e.g. graxas, nas condições de funcionamento do reator 12, e agem como o midia de suspensão para as particulas do catalisador, também conforme mencionado anteriormente.

Apesar de o claro prejuizo na técnica anterior, os inventores descobriram de maneira surpreendente a produtividade aperfeiçoada por volume de unidade do reator quando se opera um reator de coluna de bolha de massa semi- fluida com uma combinação de uma alta velocidade superficial de admissão de gás, altos carregamentos sólidos e alta pressão. Os inventores também descobriram uma capacidade de produção do reator único substancialmente superior nessa combinação de condições, do que seria esperado com base nos ensinamentos da técnica.

Claims (10)

1. Processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso, o processo caracterizado pelo fato de quecompreende alimentar pelo menos um dito reagente gasoso, como uma alimentação gasosa ou como parte de uma alimentação gasosa que está em uma velocidade superficial de admissão de gás entre 0,5 m/s e 2,5 m/s, em um recipiente que sustenta uma base de massa semi-fluida expandida de partículas sólidas do catalisador suspenso em um líquido de suspensão de modo que o reagente gasoso possa borbulhar para cima através da base de massa semi-fluida, a base de massa semi-fluida que tem um carregamento de sólidos de catalisador entre 20% e 55% por volume de massa semi-fluida desgaseificada, a base de massa semi-fluida operando em um regime de fluxo turbulento de rotatividade, em que um coeficiente de transferência de massa volumétrica para transferência gás-líquido está acima de 0,2/s; permitir que pelo menos um dito reagente gasoso reaja cataliticamente em uma pressão acima da pressão atmosférica na medida em que o reagente gasoso borbulha para cima através da base de massa semi-fluida para produzir pelo menos um dito produto, sem que a reação se torne controlada por transferência de massa; e retirar pelo menos um dito produto e qualquer reagente gasoso não reagido a partir do recipiente.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de quea alimentação gasosa inclui pelo menos CO e H2 como reagentes gasosos, e em que a alimentação gasosa é alimentada para a base de massa semi- fluida para produzir hidrocarbonetos líquidos e gasosos, com o catalisador sendo um catalisador de síntese de hidrocarboneto.

3. Processo de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de quea produtividade volumétrica do processo (o rendimento de espaço-tempo do processo) está acima de 1.500 kg de hidrocarbonetos totais / (m3 de base de massa semi-fluida expandida de gás • dia).

4. Processo de acordo com a reivindicação 2 ou reivindicação 3, caracterizado pelo fato de queo catalisador é um catalisador de cobalto em que o processo é operado em uma conversão por passo de gás de síntese de pelo menos 40% de mol.

5. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 4, caracterizado pelo fato de queo carregamento de sólidos do catalisador é de pelo menos 30% por volume de massa semi-fluida desgaseificada.

6. Processo de acordo com a reivindicação 5, caracterizado pelo fato de queo carregamento de sólidos do catalisador é de pelo menos 35% por volume de massa semi- fluida desgaseificada.

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 6, caracterizado pelo fato de quea velocidade superficial de admissão de gás é de pelo menos 0,6 m/s.

8. Processo de acordo com a reivindicação 7, caracterizado pelo fato de quea velocidade superficial de admissão de gás é de pelo menos 0,7 m/s.

9. Processo de acordo com a reivindicação 8, caracterizado pelo fato de quea velocidade superficial de admissão de gás é de pelo menos 0,85 m/s.

10. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 9, caracterizado pelo fato de quea base de massa semi-fluida expandida tem uma altura de menos do que 40m e um diâmetro de pelo menos 6m.

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