BR112013031529B1

BR112013031529B1 - processos de leito fluido

Info

Publication number: BR112013031529B1
Application number: BR112013031529-6A
Authority: BR
Inventors: Berthold Berend Breman
Original assignee: Sasol Technology (Proprietary) Limited
Priority date: 2011-06-07
Filing date: 2012-05-30
Publication date: 2020-11-10
Also published as: AR086856A1; BR112013031529A2; WO2012168830A1; CA2838466C; CA2838466A1; UA112649C2; NZ618392A; RU2013154045A; AU2012265887B2; CN103596674B; RU2583457C2; AP2013007262A0; PE20141999A1; AU2012265887A1; US20140107232A1; ZA201308769B; PL406362A1; US9080108B2; CN103596674A

Abstract

PROCESSO PARA PRODUZIR PELO MENOS UM PRODUTO A PARTIR DE PELO MENOS UM REAGENTE GASOSO EM UM LEITO FLUIDO Trata?se de um processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso que inclui alimentar o reagente gasoso, como uma alimentação gasosa (59) ou como parte de uma alimentação gasosa (59) que está em uma velocidade superficial de entrada do gás de pelo menos 0,5 m/s, em um vaso (12) que retém um leito fluido expandido (70) de partículas catalisadoras sólidas suspensas em um líquido de suspensão de modo que o reagente gasoso possa borbulhar para cima através do leito fluido (70). O leito fluido (70) tem um carregamento de catalisador menor do que 14% por volume de suspensão aquosa desgaseificada. Permiti-se que o reagente gasoso reaja cataliticamente em uma pressão acima de pressão atmosférica conforme o reagente gasoso borbulha para cima através do leito fluido (70) para produzir pelo menos um produto. O produto e qualquer reagente gasoso não reagido são retirados do vaso (12).

Description

Essa invenção refere-se a um processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso em um leito fluido.

Em geral, é desejável ter a capacidade de aumentar a produtividade por volume de reatores de suspensão aquosa, de modo que um volume de reator total menor seja exigido a fim de alcançar a capacidade de produção desejada da usina. É adicionalmente desejável aumentar a taxa de produção geral de produtos em um único reator (isto é a assim chamada capacidade de reator único) de modo que um número menor de reatores seja exigido a fim de alcançar a capacidade de produção desejada da usina.

Considere, por exemplo, a síntese de Fischer-Tropsch bem conhecida conforme operado em um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa. Independente de se esse um reator opera em um modo de passagem única ou sob reciclagem, a taxa de produção de um único reator pode ser expressa conforme a equação (1) seguir:

em que SRC é a capacidade de reator único, V é a taxa de fluxo de gás volumétrico total no reator (isto é, alimentação nova mais reciclagem), f* é a pressão parcial do gás de síntese (os reagentes da síntese) na alimentação total, T é a temperatura absoluta em Kelvin, R é o gás constante e %per é a conversão por passagem de gás de síntese expressa como uma fração em mol. A equação acima pode ser expandida adicionalmente conforme a equação (2) a seguir:

em que ug é a velocidade superficial de entrada de gás e d é o diâmetro interno do reator. Considerando a Equação (2), é claro que as seguintes opções estão disponíveis para o engenheiro do projeto a fim de aumentar a capacidade de reator único de uma coluna de bolhas de suspensão aquosa:

Aumentar a conversão de gás de síntese por passagem. Entretanto, na síntese de Fischer-Tropsch, água (um dos produtos do processo de síntese de hidrocarboneto) causa a desativação do catalisador. Consequentemente, uma conversão hidrocarboneto) causa a desativação do catalisador. Consequentemente, uma conversão por passagem máxima é especificada normalmente a qual não deveria ser excedida no projeto de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa de Fischer-Tropsch, a fim de limitar a pressão parcial de água e através disso proteger desempenho e vida útil do 5 catalisador. O valor exato da conversão por passagem é dependente de catalisador.

Aumentar a pressão parcial de gás de síntese na alimentação total:

Entretanto, existe um escopo limitado para o engenheiro do projeto aumentar a concentração de gás de síntese na alimentação total, conforme é frequentemente determinado pela configuração de um circuito de gás geral do qual a coluna de bolhas 10 de suspensão aquosa faz parte. Ademais, aumentar a pressão de operação de reator é uma forma óbvia de aumentar a pressão parcial de gás de síntese na alimentação, mas isso tem implicações de custo tanto para o reator quanto para outro equipamento de usina que pode se tomar inviável. As pressões superiores também levam a pressões parciais de água superiores na mesma conversão por passagem, que pode ser prejudicial 15 ao catalisador.

Aumentar o diâmetro de reator: Entretanto, isso aumentará substancialmente o curso de construção do reator. Ademais, reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa em larga escala já são fabricados com tamanhos próximos ao limite prático em termos de construção de fábrica, transporte da fábrica para o local 20 da usina e levantamento.

Aumentar a velocidade de gás superficial de entrada: Entretanto, conforme será discutido subsequentemente, existem ensinamentos claros na técnica anterior em oposição a operar reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa em altas velocidades superficiais de entrada do gás. 2 5 Um técnico no assunto buscando aumentar a capacidade de reator único de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa é, portanto, deixado com possibilidades limitadas, sendo que a mais viável, em face disso, é aprimorar a resistência do catalisador a água, para permitir conversões por passagem superiores, ou alterar completamente a pressão de configuração de circuito de gás, a fim de aumentar a 30 pressão parcial na alimentação de reator.

O documento EP 450860 da Exxon declara que o desempenho ótimo de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa é obtido quando a velocidade de gás é somente alta o suficiente para assegurar a fluidização completa das partículas catalisadoras. Aumentar a velocidade de gás além esse ponto causará um aumento indesejável na extensão de mistura longitudinal, levando a uma perda de características de iluxo pistonado no reator e resultando em taxas de reação mais baixas. O mesmo ensina que a velocidade de gás ótima, em termos de produtividade geral do reator, é abaixo de 0,25 m/s. A patente ensina, adicionalmente, que uma taxa de reação alta por volume de reator é indesejável, conforme o catalisador pode se tornar carente de reagentes devido às limitações de transferência em massa.

O documento US6914082 de Conoco fornece “um sistema de reator multifásico agitado por gás que é eficaz para habilitar a produtividade máxima do reator e/ou minimizar o volume de reator’. Em outras palavras, um método é fornecido para maximizar a produtividade por volume de unidade de reator. Em relação a isso, mostra- se que o rendimento em espaço-tempo volumétrico do reator aprimora com velocidade de gás crescente até um valor de pico entre 0,3 e 0,4 m/s, após o qual o rendimento em espaço-tempo volumétrico de reator diminui com aumentos adicionais na velocidade de gás. E declarado que o aumento inicial na produtividade volumétrica de reator é devido aos aprimoramentos em transferência em massa, enquanto o declínio na produtividade é devido a um aumento na retenção de gás com velocidade de gás crescente, rendendo uma velocidade de gás ótima em que a produtividade de reator está em um máximo.

O Pedido de Patente sob Ns U.S 2003/0109590A1 de ENI e IFP ensina que a velocidade superficial do gás de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa deveria, de preferência, ser menor do que 0,35 m/s, com mais preferência menor do que 0,30 m/s, para estimular a transferência de gás na fase líquida. Em outras palavras, esse pedido antecipa a ocorrência de limitações prejudiciais de transferência em massa em velocidades de gás superiores a cerca de 0,35 m/s.

O documento W02005/107935 de Sasol Technology (Pty) Ltd revela que, para um processo de síntese de hidrocarboneto, conversões por passagem em excesso de CO mais Hi de 60% é alcançável quando se opera em velocidades superficiais de entrada do gás acima de 0,35 m/s em reatores de suspensão aquosa nos quais o leito fluido expandido tem uma razão de aspecto de comprimento para diâmetro menor do que 5. No exemplo específico apresentado no documento W02005/107935. estimou-se que uma conversão de CO mais H2 por passagem de 61% é alcançável quando se opera com uma concentração de catalisador média de 22% em volume, um leito fluido expandido com uma razão de aspecto de aproximadamente 4, uma pressão de 2,47 MPa (24,7 bar) e uma velocidade superficial de entrada do gás de 0,41 m/s.

Existe, portanto, uma tendência clara na literatura de patente contra operar reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa comerciais em altas velocidades superficiais de entrada do gás , especialmente quando a meta é aprimorar a produtividade por volume de reator. A maioria dos documentos do estado da técnica ensina uma ótima velocidade superficial de entrada do gás de cerca de 0,3 a 0.4 m/s, enquanto outros ensinam a operação em velocidades superficiais de entrada do gás até mesmo menores. Além disso, nenhum dos documentos do estado da técnica lida com o problema de aumentar as capacidades de produção de único reator de reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa.

A coluna de bolhas de suspensão aquosa trifásica apresenta, tipicamente, um catalisador suspenso em um líquido de suspensão, sendo que o catalisador catalisa a reação de um ou mais reagentes gasosos alimentados ao reator. O(s) reagente(s) de fase gasosa deve(m) ser transferido(s) da fase gasosa para a fase líquida em que o(s) mesmo(s) entra(m) em contato com o catalisador e é(são) convertido(s) em um ou mais produtos. Por um lado, desde que a taxa de transferência em massa de gás-líquido seja suficientemente alta, a taxa de reação geral pode ser aumentada aumentando-se a quantidade ou a atividade do catalisador. Nesse caso, diz-se que o sistema de reação está sob controle cinético. Por outro lado, se a taxa de transferência em massa de gás-líquido for muito baixa, um aumento na atividade ou quantidade de catalisador não aumentará de forma significativa a taxa de produção e diz-se que o está sob controle de transferência em massa. Frequentemente os reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa comerciais operam em um regime em que ambas as considerações de transferência em massa e cinética são importantes. Os processos de reator de suspensão aquosa industriais para a conversão de reagentes de fase gasosa em produtos, tal como a síntese de Fischer-Tropsch bem conhecida, são tipicamente operados em pressão alta. Quando se busca aumentar a capacidade de um único reator desses reatores de suspensão aquosa operando-se eles em uma combinação de uma alta velocidade superficial de entrada do gás e pressão alta, duas preocupações (dentre outras) surgem: (i) a retenção de gás no reator e (ii) se a taxa de transferência em massa será suficiente para aguentar a conversão de reagentes em produtos ou não.

O estado da técnica é vago em relação aos dados de retenção de gás na combinação de alta velocidade do gás e pressão alta. O mesmo, entretanto, permite que determinadas tendências de alto nível sejam discernidas. É amplamente relatado no estado da técnica que a retenção de gás aumenta com a velocidade de gás crescente (consulte, por exemplo, Krishna et al., Topics in Catalysis, Vol. 26, N— 1 a 4, página 21 (2003) e Vandu et al., Chem. Eng. Technol. Vol. 28, N2 9, página 998 (2005)). Sabe-se também que essa retenção aumentada pode ser neutralizada até certo ponto por carregamento de sólidos aumentado. Krishna et al. (2003) mostrou que sólidos promovem a coalescência de bolhas pequenas para formar bolhas maiores. A velocidade de aumento das bolhas maiores é superior àquela de bolhas menores, resultante em um tempo de residência e retenção de gás reduzidos. Esse mecanismo de coalescência irá, entretanto, ter um limite além do qual a adição de sólidos adicional não será tão eficaz para reduzir a retenção de gás, conforme a população de bolhas pequenas já será pequena. Alinhada com essa expectativa, Vandu et al. (2005) observou-se que para velocidades de gás acima de 0,4 m/s, a retenção de gás é reduzida aumentando-se a fração de volume de sólidos na suspensão aquosa desgaseificada até um valor de 0,2, após o qual nenhuma redução significativa na retenção de gás é observada. O inverso dessa observação é, obviamente, que um aumento substancial é esperado na retenção de gás se a concentração de sólidos ou carregamento for diminuída abaixo de uma fração de volume de 0,2 quando a velocidade de gás for maior do que 0,4 m/s.

Alinhada com as referência do estado da técnica acima, Luo et al. (Luo et al., AIChE Journal, Vol. 45, No. 4, p. 665 (1999)) e Behkish et al. (Behkish et al., Chem. Eng. Journal, Vol. 115, página 157 (2006)) encontrou que a retenção de gás aumenta com a velocidade de gás crescente, aumentando a pressão e diminuindo carregamento de sólidos.

A expectativa de um técnico no assunto é, consequentemente, que operar uma coluna de bolhas de suspensão aquosa na combinação de velocidade de gás alta, carregamento de sólidos baixo (abaixo de 20%) e pressão alta quando a capacidade alta de único reator está sendo almejada não é desejável como um resultado da retenção de gás excessiva esperada e o efeito óbvio de carregamento de catalisador baixo em cinéticos de reação e, portanto, na produtividade. A retenção de gás excessiva terá consequências adversas para (dentre outras) a remoção de calor do reator e (se presente) o sistema de separação de catalisador-líquido interno. Em casos extremos de retenções de gás muito altas, o gás em vez da suspensão aquosa se tomará a fase contínua, resultando em uma transição de regime de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa para um reator fluidizado de gás que suspende ou transporta gotículas de suspensão aquosa.

O estado da técnica ensina, portanto, que não é possível aumentar a capacidade de um único reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa aumentando-se a velocidade de gás além de um determinado ponto. Existe uma expectativa de que a combinação de uma pressão alta de operação e velocidade alta do gás levará às altas retenções de gás, especialmente quando a concentração de sólidos da suspensão aquosa é menor do que 20% em volume, ainda mais quando a concentração de sólidos é 14% em volume ou menor.

De acordo com a invenção, é fornecido um processo para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso, em que o processo inclui: alimentar o dito com pelo menos um reagente gasoso, como uma alimentação gasosa ou como parte de uma alimentação gasosa que está em uma velocidade superficial de entrada do gás de pelo menos 0,5 m/s, em um vaso que retém um leito fluido expandido de partículas catalisadoras sólidas suspensas em um líquido de suspensão de modo que o reagente gasoso possa borbulhar para cima através do leito fluido, sendo que o leito fluido tem um carregamento de catalisador menor do que 14% por volume de suspensão aquosa desgaseificada; permitir que o dito pelo menos um reagente gasoso reaja cataliticamente em uma pressão acima de pressão atmosférica conforme o reagente gasoso borbulha para cima através do leito fluido para produzir o dito pelo menos um produto; e retirar o dito pelo menos um produto e qualquer reagente gasoso não reagido do vaso.

Nesse relatório descritivo, o termo “velocidade superficial de entrada do gás” se destina a implicar a taxa de fluxo volumétrico de entrada de gás total da alimentação gasosa composta por, ou que inclui o dito, pelo menos um reagente gasoso na pressão e temperatura de leito fluido em que a alimentação gasosa entra no vaso, tipicamente em um nível baixo no fundo do leito fluido, dividido pela área em corte transversal do vaso, excluindo qualquer área em corte transversal que pode ser ocupada por partes internas do vaso, por exemplo, um distribuidor de gás ou bobinas de resfriamento. No evento em que múltiplas alimentações gasosas são empregadas, o termo “taxa de fluxo volumétrico de entrada de gás total” se destina a implicar a soma de todas as correntes de gás que entram no reator, isto é, a soma de todas as correntes novas de alimentação gasosa e quaisquer correntes de reciclagem gasosa que possam estar presentes.

O produto pode incluir um ou mais produtos gasosos. O processo pode, portanto, incluir permitir que o reagente gasoso não reagido e o produto gasoso desacoplem do leito fluido como componentes gasosos em um folga acima do leito fluido. Retirar o dito pelo menos um produto e qualquer reagente gasoso então inclui, tipicamente, retirar componentes gasosos da folga.

O produto pode incluir um ou mais produtos líquidos. O líquido de suspensão do leito fluido pode ser compreendido parcial ou completamente do produto líquido. Retirar o dito pelo menos um produto e qualquer reagente gasoso não reagido inclui, tipicamente, inclui retirar a fase líquida do leito fluido, para manter, através disso o leito fluido expandido em um nível desejado.

O processo pode incluir alimentar mais do que um reagente gasoso no interior do leito fluido. Em uma configuração da invenção, a alimentação gasosa inclui pelo menos CO e H? como reagentes gasosos e em que a alimentação gasosa é, portanto, alimentada no interior do leito fluido para produzir hidrocarbonetos gasosos e líquidos, sendo que o catalisador é um catalisador de síntese de hidrocarboneto. Os oxigenados também podem, possivelmente, ser produzidos a partir dos reagentes gasosos que são alimentados no interior do leito fluido. O processo pode, portanto, ser um processo de síntese de hidrocarboneto que converte uma alimentação de gás de síntese em produtos gasosos e líquidos com o produto líquido e produto gasoso que inclui os produtos típicos da síntese de Fischer-Tropsch tal como oxigenados e hidrocarbonetos de C3+, por exemplo, etanol. Em uma configuração da invenção, o processo é, portanto, um processo de síntese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch que converte gás de síntese em hidrocarbonetos.

O processo pode incluir limitar a conversão por passagem o dito pelo menos um reagente gasoso, por exemplo, para menos do que 85% em mol. Quando o catalisador é um catalisador de síntese de hidrocarboneto e a alimentação gasosa inclui CO e H2, por exemplo, quando a alimentação gasosa é gás de síntese, a conversão por passagem de CO + H2 pode ser limitada a um valor entre cerca de 35 e 85% em mol. A razão para esse limite é que uma concentração alta de água (água é um produto da síntese de hidrocarboneto) é prejudicial para o catalisador. O valor exato desse limite de conversão é determinado pelas características do catalisador e sua tolerância por água, mas normalmente um processo de síntese de hidrocarboneto operará na conversão por passagem mais alta em que o catalisador tem uma vida útil, seletividade e atividade aceitável. Os catalisadores de cobalto são conhecidos por uma resistência alta à pressão parcial de água e operará, tipicamente, em direção ao limiar superior da dita faixa, enquanto que os catalisadores de ferro são menos tolerantes a água e operarão tipicamente em que direção ao limiar inferior da dita faixa. Com referência à Equação (2) e discussão que a acompanha, esse limite de conversão por passagem tem um papel vital na determinação da capacidade de um único reator, independentemente da atividade do catalisador. Portanto, um catalisador de atividade baixa com uma tolerância alta de água pode não ter a capacidade de aguentar uma taxa de produção alta por volume de reator, mas irá. em princípio, permitir uma capacidade alta do único reator aumentando-se a altura de reator; consequentemente um número pequeno de reatores altos será exigido a fim de alcançar a capacidade de produção total desejada da usina. Por outro lado, um catalisador altamente ativo com uma tolerância baixa a água pode aguentar uma taxa de produção muito alta por volume de reator, mas não permitirá uma capacidade alta do único reator, visto que aumentar a altura de reator levará a conversões excessivas que destruirão o catalisador. Consequentemente, um grande número de reatores curtos será exigido a fim de alcançar a capacidade de produção geral desejada da usina, que também não é uma situação desejada.

Independentemente, apesar dessas limitações, foi observado, surpreendentemente, que a presente invenção habilita uma alta capacidade de um único reator , mesmo quando a conversão de singás por passagem é menor do que 85% em mol, mais surpreendentemente quando a conversão de singás for menor do que 60% em mol, ainda mais surpreendentemente mesmo quando a conversão de singás for menor do que cerca de 50% em mol e mais surpreendentemente ainda quando a conversão de singás for menor do que cerca de 40% em mol. Isso é alcançado aumentando-se a velocidade superficial de entrada do gás para pelo menos 0,5 m/s, com mais preferência para pelo menos 0,6 m/s, com ainda mais preferência para pelo menos 0,7 m/s, com máxima preferência para pelo menos 0,85 m/s, cujas altas velocidades superficiais de entrada do gás eram anteriormente acreditadas ser ineficazes no aumento da capacidade de um único reator e ineficazes na neutralização do efeito de carregamento de catalisador abaixo na capacidade de um único reator, devido a uma retenção de gás excessiva.

Tipicamente, a velocidade superficial de entrada do gás é menor do que 1,1 m/s, ou ainda acima de, pelo menos, 1,2 m/s; a velocidade superficial de entrada do gás é, tipicamente, não esperada estar acima de 1,5 m/s.

O processo pode incluir alimentar uma corrente de gás de reciclagem que inclui reagente(s) gasoso(s) não reagido(s) da folga para o leito fluido. Frequentemente, a corrente de reciclagem é combinada com uma corrente de alimentação de gás de síntese nova para formar uma corrente de alimentação total, isto é, a dita alimentação gasosa, para o reator. Conforme será apreciado, o(s) reagente(s) gasoso(s) e qualquer gás reciclado e qualquer produto gasoso auxilia na manutenção das partículas catalisadoras sólidas em suspensão no líquido de suspensão.

O carregamento de catalisador pode ser menor do que 12% por volume de suspensão aquosa desgaseificada, possivelmente ainda menor do que 10% por volume de suspensão aquosa desgaseificada. Tipicamente, entretanto, o carregamento de catalisador será pelo menos 2% por volume de suspensão aquosa desgaseificada.

O leito fluido pode estar em uma pressão de pelo menos 1 MPa (10 bar), de preferência pelo menos 2 MPa (20 bar), com mais preferência pelo menos 2,5 MPa (25 bar). O leito fluido pode estar em uma pressão de até cerca de 6 MPa (60 bar).

O leito fluido expandido pode ter uma altura menor do que cerca de 40 m, de preferência entre cerca de 30 m e cerca de 40 m, por exemplo, cerca de 38 m. Tipicamente, o leito fluido tem um diâmetro de pelo menos 6 m. Portanto, em uma configuração da invenção, o leito fluido expandido tem uma altura menor do que 40m e um diâmetro de pelo menos 6m.

Tipicamente, quando o processo é um processo de síntese de hidrocarboneto, o processo é um processo de estágio único, isto é, o processo compreende operar pelo menos um estágio de síntese de hidrocarboneto de múltiplas passagens, sendo que o estágio de síntese de hidrocarboneto de múltiplas passagens não é seguido ou precedido por outro estágio de síntese de hidrocarboneto, embora naturalmente o processo possa incluir uma pluralidade dos estágios de síntese de hidrocarboneto de múltiplas passagens em paralelo. Portanto, levando em conta a conversão por passagem limitada de reagente(s), a corrente de gás de reciclagem está, tipicamente, presente quando o processo for um processo de síntese de hidrocarboneto e for tipicamente alimentado no interior do leito fluido em uma razão volumétrica de corrente de gás de reciclagem/alimentação gasosa de pelo menos 0,4.

Quando o processo for um processo de síntese de hidrocarboneto, o catalisador pode ser um catalisador de Fischer-Tropsch que contém cobalto ou ferro. Os catalisadores à base de cobalto são geralmente catalisadores suportados. Os suportes adequados incluem óxidos inorgânicos refratários tal como alumina, sílica, titânia, zircônia e outros conhecidos por aqueles indivíduos com conhecimento na técnica. Os catalisadores preparados em suportes modificados, tais como aqueles revelados nos documentos U.S. 6262132, U.S. 6638889 e U.S. 6117814, são especialmente adequados para uso nos reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa operado de acordo com o processo da invenção. As partículas catalisadoras podem ter uma faixa de tamanho de partícula desejada, por exemplo, sendo que nenhuma partícula catalisadora maior do que 300 microns e menor do que 5% em massa das partículas catalisadoras que são menores do que 22 microns.

Tipicamente, quando o processo for um processo de síntese de hidrocarboneto, a razão molar de H2/CO na alimentação gasosa é um parâmetro importante que pode variar de cerca de 0,5 a 2,5. Sabe-se que uma razão de H2/CO superior pode, em geral, ter 0 beneficio de uma vida útil de catalisador aprimorada, enquanto que uma razão de H2/CO inferior pode render seletividades de produto melhores. Portanto, a razão de H2/CO da alimentação gasosa é selecionada com base em um exercício de otimização do processo e depende de aspectos tais como as características de catalisador, as seletividades de produto desejadas, etc. Em configurações preferenciais, o processo de síntese de hidrocarboneto é operado com uma razão molar de H2/CO não maior do que 2. Em outras palavras, existe um excesso CO acima dos requerimentos estequiométricos para a síntese de hidrocarboneto.

Deve ser apreciado que a alimentação gasosa inclui, tipicamente, gases diluentes e inertes, tal como N2, particularmente quando a alimentação gasosa é 0 gás de síntese. Outro gás tipicamente presente na alimentação gasosa é CO2, que pode ser considerado para todos os propósitos práticos ser um gás inerte. Como é conhecido pelos técnicos no assunto, embora esses gases diluentes ou inertes sejam indesejáveis, eles são algumas vezes inevitavelmente presente porque não seria economicamente viável tentar evitar ou remover esses gases. Em outros casos, tal como quando o gás de síntese é derivado de carvão por meio de gaseificação, existe uma quantidade substancial de CO2 na alimentação que é frequentemente desejável remover o CO2 parcial ou completamente da alimentação nova.

O processo pode incluir resfriar os componentes gasosos da folga para condensar produto líquido, por exemplo, água de reação e hidrocarbonetos líquidos, separar o produto líquido dos gases para fornecer um gás residual e reciclar pelo menos um pouco do gás residual para 0 leito fluido como a corrente de gás de reciclagem.

O vaso de suspensão aquosa pode, então, ser mantido em condições de temperatura e pressão normais elevadas associadas com as reações de síntese de Fischer-Tropsch, por exemplo, uma pressão de operação selecionada ou predeterminada na faixa de 1 a 5 MPa (10 a 50 bar) e uma temperatura selecionada ou predeterminada na faixa de 160°C a 280°C, ou até mesmo mais para a produção de produto de ponto de ebulição inferior. Tipicamente, para a síntese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch, a faixa de temperatura é 200°C a 260°C.

As partículas catalisadoras no leito fluido são, então, mantidas em suspensão pela turbulência criada pela alimentação gasosa (por exemplo, gás de síntese nova e gás reciclado opcional) que passa através do leito fluido, isto é, borbulhando através do leito fluido. A velocidade superficial de entrada do gás de, pelo menos, 0,5 m/s através do leito fluido é, portanto, suficientemente alta para manter o leito fluido em um estado de turbulência ou suspensão.

O processo pode incluir reciclar a fase líquida através do leito fluido. Em particular, o processo pode incluir permitir que a suspensão aquosa passe para abaixo a partir de um nível alto no leito fluido para um nível inferior da mesma, usando meio de redistribuição de suspensão aquosa ou redistribuidores de suspensão aquosa, para redistribuir, através disso, calor, fase líquida e partículas catalisadoras dentro do leito fluido.

Nesse relatório descritivo, o termo "meio de redistribuição de suspensão aquosa" ou “redistribuidores de suspensão aquosa” se destina a se referir ao aparelho físico usado para redistribuir a suspensão aquosa e partículas catalisadoras verticalmente dentro do vaso de reator e não se refere à ação de redistribuição de partícula catalisadora e suspensão aquosa do gás que passa para cima através do leito fluido. O meio de redistribuição de suspensão aquosa pode, então, incluir aparelho de redistribuição mecânica ou tubos de secagem ou tubos de descida tais como canos e bombas e filtros.

Quando o meio de redistribuição de suspensão aquosa inclui tubos de descida, os tubos de descida podem ser dispostos em uma primeira região de tubo de descida e uma segunda região de tubo de descida, sendo que a segunda região de tubo de descida é separada verticalmente em relação à primeira região de tubo de descida.

Os tubos de secagem ou tubos de descida podem então ser localizados em elevações verticais ou níveis diferentes dentro do leito fluido. A segunda região de tubo de descida pode estar localizada em um nível superior à primeira região de tubo de descida e, se desejado, regiões de tubo de descida adicionais, sendo que cada uma contém pelo menos um tubo de secagem ou tubo de descida podem ser fornecidos acima da segunda região de tubo de descida, sendo que uma terceira e quaisquer regiões de tubo de descida subsequentes também são separadas verticalmente um de outro.

Em uma configuração da invenção, a segunda região de tubo de descida pode sobrepor 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 sobrepor a(s) extremidade(s) superior(es) do(s) tubo(s) de descida na primeira região de tubo de descida. Em outra configuração da invenção, entretanto, a segunda região de tubo de descida pode estar localizada em uma relação sem sobreposição em 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 separada(s) com espaço vazio vertical da(s) extremidade(s) superior(es) do(s) tubo(s) 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 em relação àquela (aqueles) na primeira região de tubo de descida, quando o reator ou vaso é visto em vista plana. Em outras palavras, a(s) extremidade(s) inferior(es) do(s) tubo(s) de descida na segunda região de tubo de descida de preferência não descarrega(m) suspensão aquosa diretamente acima da(s) extremidade(s) superior(es) do(s) tubo(s) de descida na primeira região de tubo de descida.

Cada tubo de descida pode compreender uma seção de transporte inferior e uma seção de desgaseificação ou desengate superior da área em corte transversal maior do que a seção de transporte. As seções são, de preferência, circulares na seção em corte, é de forma cilíndrica, com um componente de conexão de queima controlada de gases para cima externamente que conecta a seção de desengate à seção de transporte. Entretanto, a seção de desengate pode, se desejado, estar em outra forma adequada, por exemplo, na forma de um canal de seção triangular ou retangular, conforme determinado pelo espaço disponível dentro do vaso de reator.

Enquanto cada tubo de descida estará localizado normalmente dentro do leito fluido, isto é, dentro do vaso de reator, com a seção de desgaseificação alinhada de forma tipicamente axial com a seção de transporte, a seção de transporte e, opcionalmente, parte da seção de desgaseificação pode, em vez disso, estar localizada fora do vaso de reator, com a extremidade de saída inferior da seção de transporte e sendo que pelo menos a extremidade de entrada superior da seção de desgaseificação então, entretanto, está localizada dentro do vaso de reator no leito fluido ou na zona de leito fluido. Se desejado, o transporte e as seções de desgaseificação podem ser resfriados por meio de resfriamento indireto, por exemplo, canos através dos quais a água de alimentação de caldeira é passada.

O processo pode incluir operar o estágio de síntese de hidrocarboneto de modo que o leito fluido esteja em um regime de fluxo turbulento agitado ou heterogêneo e compreenda uma fase diluída que consiste em vazios grandes de ascensão rápida de reagentes gasosos e possivelmente produto gasoso, que atravessa o leito fluido expandido virtualmente de uma forma de fluxo pistonado e uma fase densa que compreende a fase líquida, isto é produto líquido, partículas catalisadoras sólidas e vazios menores entranhados de reagentes gasosos e, possivelmente, produto gasoso.

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

A razão de corrente de gás de reciclagem/alimentação gasosa pode estar em uma faixa com um limite inferior de 0,4 conforme indicado anteriormente no presente documento, sendo que um limite superior da faixa é cerca de 1,5. O limite inferior pode, entretanto, ser superior em cerca de 0,5, ou até mesmo superior em cerca de 0,6. O limite superior pode ser inferior em cerca de 1,3, ou até mesmo tão baixo quanto cerca de 1.

A invenção será descrita agora e ilustrada em mais detalhes com referência aos experimentos estabelecidos abaixo e os desenhos diagramáticos anexos.

Nos desenhos: A Figura 1 mostra um gráfico de aumento previsto na retenção de gás com a correlação por Behkish (2006) como uma função de velocidade de gás para uma mistura de parafina que contém 2% em volume de sólidos, em uma pressão de coluna pressão de 1,1 MPa (11 bar); A Figura 2 mostra um gráfico de aumento previsto na retenção de gás com a correlação por Behkish (2006) como uma função de velocidade de gás fora uma mistura de parafina que contém 10% em volume de sólidos em uma pressão de coluna de 1,1 MPa (11 bar); A Figura 3 mostra um gráfico de aumento previsto na retenção de gás com a correlação de Krishna e Sie (Krishna e Sie, Fuel Processing Technology, Volume 64, página 73 (2000)) como uma função de velocidade de gás para uma mistura de parafina que contém 10% em volume de sólidos em uma pressão de coluna de 1,1 MPa (11 bar); A Figura 4 mostra um gráfico de aumento previsto na retenção de gás com a correlação de Krishna e Sie (2000) como uma função de velocidade de gás para uma mistura de parafina que contém 20% em volume de sólidos em uma pressão de coluna de 1,1 MPa (11 bar); A Figura 5 mostra um gráfico de retenção de gás como a função de velocidade de gás e pressão, sem sólidos presentes; A Figura 6 mostra um gráfico de retenção de gás como a função de velocidade de gás e pressão, com 2% em volume de sólidos presentes; A Figura 7 mostra um gráfico de retenção de gás como a função de velocidade de gás e pressão, com 10% em volume de sólidos presentes; A Figura 8 mostra um gráfico de retenção de gás como a função de velocidade de gás e pressão, com 20% em volume de sólidos presentes; A Figura 9 mostra um gráfico de coeficientes de transferência em massa conforme obtido no estudo atual em várias velocidades de gás e cargas de sólido; e A Figura 10 mostra uma vista em corte longitudinal de uma instalação que pode ser usada em um processo de acordo com a invenção para produzir pelo menos um produto a partir de pelo menos um reagente gasoso em um leito fluido.

Experimento 1 Medições de retenção de gás

As medições de retenção de gás foram realizadas em uma configuração experimental de modelo frio que compreende uma coluna de bolhas de suspensão aquosa de pressão alta com um diâmetro interno de 15 cm e uma altura total de 412 cm. Dez visores foram posicionados ao longo da altura de reator para habilitar a inspeção visual do fluxo dentro da coluna. O ar comprimido inserido na coluna do fundo por meio de uma câmara de plenum e através de uma placa de distribuição que tem 84 furos de 0,6 cm diâmetro cada. Um regulador de contrapressão foi encaixado em uma saída de gás da coluna a fim de controlar a pressão no valor desejado. As medições foram realizadas na temperatura prevalecente do meio ambiente, que era cerca de 15°C. A retenção de gás foi determinada a partir da extensão da expansão de leito quando o ar foi borbulhado através do leito, isto é, foi calculado como a diferença entre a altura de leito sob condições de fluxo e a altura do leito estático antes da introdução de ar.

A densidade de ar nas condições prevalente das medições de modelo frio (temperatura de 15°C, pressão que varia de 0,1 a 1,1 MPa (1 a 11 bar) é comparada àquela do gás de síntese sob condições de síntese de Fischer-Tropsch típicas (temperatura de 200°C a 230°C, pressão de 2 a 4 MPa (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 ao longo de uma faixa ampla de condições de operação, assegurando a equivalência entre as medições atuais e a retenção de gás que seria encontrada em reatores de coluna de bolhas de suspensão aquosa de Fischer- Tropsch comercialmente representativos. Tabela 1: Densidades de gás em kg m’3 de gás de síntese e ar

aComposição de gás de síntese presumida: 60% de Pb, 30% de CO. 6% de CO2 e 4% de CH4 bComposição de ar presumida: 79% de N2, 21% de O2

O líquido empregado durante os experimentos era uma mistura de parafinas de C]2 e C13 que, em temperatura ambiente, aproxima razoavelmente as propriedades físicas da fase líquida em um reator de suspensão aquosa de Fischer- Tropsch em condições de operação de 200°C a 230°C. A fase sólida era partículas de alumina na faixa de tamanho de 50 a 150 pm que tem uma densidade esquelética de 3.420 kg/m3 e uma densidade de partícula de 1.721 kg/m3. que é um suporte típico para catalisador de Fischer-Tropschs de fase de suspensão aquosa.

As medições de retenção de gás foram realizadas ao longo de uma faixa ampla de velocidades de gás, pressão de colunas e teor de sólidos na suspensão aquosa. A velocidade de gás é definida como a taxa de fluxo volumétrico de ar na temperatura prevalescente e condição de pressão dividida pela área em corte transversal da coluna.

Os reatores de coluna de bolha de suspensão aquosa, como aqueles usados na síntese de Fischer-Tropsch, operam tipicamente no regime de fluxo turbulento agitado. Com a retenção de gás crescente, existe um ponto em que o gás, em vez da suspensão aquosa, se torna a fase contínua, resultante na transição de regime de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa para um reator fluidizado de gás que suspende ou transporta gotículas de suspensão aquosa. Steynberg et al. (Steynberg et al.. Studies in Surface Science e Catalysis Volume 152, Capítulo 2 (2004)) relatou que a retenção de gás no surgimento dessa inversão de fase está em tomo de 0,65 a 0,7. Relata-se adicionalmente que em uma retenção de gás de em tomo de 0,8 a 0,9, o reator se transforma em um leito transportado em que o líquido é expelido do reator.

As correlações no estado da técnica para prever a retenção de gás nos reatores de coluna de bolhas foram, tipicamente, desenvolvidas para velocidades de gás menores do que 0,4 m/s. Aplicar algumas dessas correlações em condições de velocidade de gás alta, pressão alta e concentração de sólidos baixa resultada nas previsões de retenção de gás excessivos. Por exemplo, as Figuras 1 e 2 comparam a correlação de retenção de gás por Behkish (2006) conforme aplicado ao sistema de ar / mistura de parafina / partículas de alumina (2 e 10% em volume de partículas em líquido, respectivamente e uma pressão de coluna de 1,1 MPa (11 bar) de pressão total) para as medições tiradas nesse estudo. A correlação prevê retenções de gás excessivas de mais do que 0.8 quando a velocidade de gás exceder 0,6 m/s (Figura 1). A mesma até mesmo extrapola para valores de retenção de gás superiores à unidade em velocidades de gás que se aproximam de 1 m/s, excedendo, através disso, um limite físico. Os valores de retenção de gás exagerados semelhantes também são previstos para cargas de sólidos superiores (Figura 2).

As Figuras 3 e 4 comparam a correlação de retenção de gás por Behkish (2000) conforme aplicado ao sistema de ar / mistura de parafina / partículas de alumina (10 e 20% em volume de partículas em líquido, respectivamente e uma pressão de coluna de 1.1 MPa (11 bar) de pressão total) para as medições tiradas nesse estudo. Essa correlação funciona ainda pior, porque o limite físico de uma retenção de gás de unidade já é excedido em velocidades de gás em tomo de 0,6 m/s. Claramente a retenção de gás real, conforme medido de forma experimental sob essas condições, é substancialmente inferior e dentro de uma faixa que permitirá a operação adequada de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa.

Com base nas previsões das correlações do estado da técnica, um técnico no assunto anteciparia, portanto, uma coluna de bolhas de suspensão aquosa para passar por inversão de fase ou até mesmo transformar em um leito transportado sob condições de velocidade alta de gás, pressão alta e baixa concentração de sólidos.

Durante o estudo atual, as medições de retenção de gás foram realizadas até 1 m/s ao longo de uma faixa ampla de pressões (0,1 a 1,1 MPa (1 a 11 bar) de ar, equivalente para mais do que pressão de gás de síntese de 4,0 MPa (40 bar) no caso da síntese de Fischer-Tropsch) e uma faixa ampla de concentrações de sólidos de suspensão aquosa (0 a 20% em volume). Os resultados, apresentados nas Figuras 5 a 8, indicam que uma retenção de gás de 0,65 foi um pouco excedida, mesmo sob condições extremas de pressão alta e um líquido que não contém sólidos. Não somente esses valores de retenção de gás estão dentro da faixa associada com o regime de fluxo turbulento agitado (de acordo com Steynberg, (2004)), mas também nenhuma transição de regime hidrodinâmica foi observada durante quaisquer dos experimentos.

Experimento 2 Medições de transferência em massa

As medições de transferência em massa foram realizadas em uma configuração experimental de modelo frio que compreende uma coluna de bolhas de suspensão aquosa de pressão alta com um diâmetro interno de 14 cm que operava em pressão atmosférica. O líquido empregado durante os experimentos era uma mistura de parafinas de C12 e C13 que, em temperatura ambiente, aproxima razoavelmente as propriedades físicas da fase líquida em um reator de suspensão aquosa de Fischer- Tropsch em condições de operação de 200°C a 230°C. A fase sólida era partículas de alumina, que é um suporte típico para catalisadores de Fischer-Tropsch de fase de suspensão aquosa. As medições de transferência em massa foram realizadas ao longo de uma faixa ampla 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 temperatura prevalescente e condição de pressão dividida pela área em corte transversal da coluna. O procedimento era para estabelecer um fluxo de nitrogênio puro, em uma determinada velocidade de gás, através da coluna por um tempo suficiente para assegurar que todo o oxigênio fosse retirado da fase líquida. Então, em um instante específico (definido como “tempo zero" ou abreviado para t = 0), o fluxo de nitrogênio foi substituído por um fluxo de ar exatamente na mesma velocidade de gás. Dois sensores de oxigênio, colocados em determinadas posições dento da coluna, então mediram o oxigênio captado no líquido. Os dados foram usados para calcular o coeficiente de transferência em massa na velocidade de gás envolvida e concentração de sólidos. Os resultados do estudo são apresentados na Figura 9. Pode ser visto que diminuir a carga de sólidos de 30% para 20% em volume resulta em um aumento muito pequeno no coeficiente de transferência em massa, mas que uma diminuição adicional na concentração de sólidos de 20% a 0% em volume resulta em uma elevação substancial no coeficiente de transferência em massa.

Os resultados de modelo fio indicam que uma combinação de uma velocidade de gás alta e uma concentração de sólidos baixa resulta inesperadamente em retenções de gás aceitáveis, mesmo em pressões altas. Além disso, os coeficientes de transferência em massa muito altos são obtidos nessas condições. Isso permite tanto uma alta capacidade de um único reator quanto uma taxa de reação alta por volume de reator.

A fim de explorar completamente os benefícios dessa invenção, um indivíduo deveria operar idealmente o processo sob condições em que as rápidas reações cinéticas são favorecidas. Isso pode ser alcançado com o uso de um catalisador de atividade alta, ou operando-se em pressões e temperaturas altas que são condutivas para taxas altas de reação.

Referindo-se à Figura 10, o numeral de referência 10 indica, em geral, uma instalação para síntese de hidrocarboneto de Fischer-Tropsch.

A instalação 10 inclui uma coluna de bolhas ou reator de fase de suspensão aquosa de síntese de Fischer-Tropsch cilíndrico circular e vertical 12, com uma entrada inferior de alimentação de reagentes gasosos 14 levando ao interior de um distribuidor de gás (não mostrado) dentro do reator 12 e uma saída de componentes gasosos 16 levando do topo do reator 12. Uma saída de produto de fase líquida 18 leva do reator 12 em qualquer nível conveniente.

O reator 12 inclui uma primeira região de tubo de descida, indicada, em geral, pelo numeral de referência 20. A região de tubo de descida 20 inclui um tubo de descida, indicado, em geral, 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 de queima controlada extemamente 26 em uma extremidade superior da seção de transporte 24 e um diâmetro seção de desgaseificação maior 28, uma extremidade menor a qual é conectada ao componente de conexão 26. Uma extremidade superior da seção de desgaseificação 28 fornece, então, uma entrada 40 para suspensão aquosa, enquanto uma extremidade inferior da seção de transporte 24 fornece uma saída de suspensão aquosa 42. Os canos de resfriamento 29 também são fornecidos na região de tubo de descida 20.

O reator 12 inclui uma segunda região de tubo de descida, indicada, em geral, pelo numeral de referência 30. A região de tubo de descida 30 inclui um tubo de descida, indicado, em geral, pelo numeral de referência 32. O tubo de descida 32 também inclui uma seção de transporte 34 de diâmetro relativamente pequeno, um componente de conexão de queima controlada externamente 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 fornece uma entrada de suspensão aquosa, enquanto uma extremidade inferior da seção de transporte 34 fornece uma saída de suspensão aquosa. Os canos de resfriamento 39 também são fornecidos na região de tubo de descida 30.

A extremidade inferior do tubo de descida 32 é separada com espaço vazio vertical da extremidade superior do tubo de descida 22. Ademais, o tubo de descida 32 não é 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 for visto em vista plana.

A instalação 10 inclui adicionalmente uma unidade de separação 54 em comunicação de fluxo com a saída de componentes gasosos 16 e um compressor 56 em comunicação de fluxo com a unidade de separação 54. Uma linha de corrente de gás de reciclagem 58 leva do compressor 56 para se unir a uma linha de alimentação de reagentes 59 à entrada de alimentação 14. Uma linha de produto líquido 60 leva da unidade de separação 54, com uma linha de gás residual 62 que estabelece a comunicação de fluxo entre a unidade de separação 54 e o compressor 56. Uma linha de retirada de gás residual 64 se separa da linha de reciclagem de gás residual 58 e uma linha de produto líquido adicional 61 leva da saída de produto de fase líquida 18.

O reator 12 em uso fornece uma zona de leito fluido que contém um leito fluido 70 que compreende cerca de 10 a 14% por volume de partículas catalisadoras de cobalto suportadas por síntese de hidrocarboneto suspensas no produto de fase líquida. O leito fluido 70 tem uma superfície superior em um nível normal 72 acima da segunda região de tubo de descida 30, sendo que uma folga 74 é fornecida acima do leito fluido 70.

Em uso, uma alimentação de reagentes gasosos ou gás de síntese novo, que compreende principalmente monóxido de carbono e hidrogênio como reagentes gasosos, é alimentada no interior do fundo do reator 12 através da linha de alimentação de reagentes 59 e a entrada de alimentação de reagentes gasosos 14, sendo que o gás é tipicamente distribuído uniformemente através de um sistema de borrifador ou placa de rede (não mostrada) dentro do reator 12. Simultaneamente, uma corrente de gás de reciclagem (tipicamente resfriada) que compreende tipicamente hidrogênio, monóxido de carbono, metano e dióxido de carbono é retornada ao reator 12 através da linha de corrente de gás de reciclagem 58.

Os reagentes gasosos, que compreendem o gás de síntese novo e o gás reciclado, passam para cima através do leito fluido 70. Conforme o gás de síntese borbulha através do leito fluido 70, os reagentes gasosos, no mesmo, reagem cataliticamente para formar produto líquido, que então forma parte do leito fluido 70. De tempos em tempos, ou continuamente, a fase líquida que compreende o produto líquido é retirada através da saída de produto de fase líquida 18 e da linha de produto líquido 61, sendo que as partículas catalisadoras são separadas do produto líquido em um sistema de separação externo ou interno adequado, por exemplo, com o uso de filtros (não mostrado). Se o sistema de separação estiver localizado extemamente ao reator, um sistema adicional (não mostrado) para retomar as partículas catalisadoras separadas para o reator é então fornecido.

A alimentação de reagentes gasosos (gás de alimentação de síntese novo) e o gás reciclado são introduzidos no interior do fundo do reator 12 em uma taxa suficiente para agitar e suspender todas as partículas catalisadoras no sistema sem se assentar. As taxas de fluxo de gás serão selecionadas dependendo da concentração de suspensão aquosa, densidade de catalisador, densidade de meio de suspensão e viscosidade e tamanho de particular usado. Entretanto, de acordo com a invenção, as taxas de fluxo de gás são selecionadas de modo que os gases passem para cima através do leito fluido 70 em uma velocidade superficial de entrada do gás de, pelo menos, 0,5 m/s em uma região de extremidade de fundo do reator 12 em que o gás entre no leito fluido 70.

Um pouco de suspensão aquosa passa para baixo através dos tubos de descida 32, 22 para alcançar, através disso, a redistribuição uniforme de partículas catalisadoras dentro do leito fluido 70 e também para assegurar a distribuição de calor uniforme por todo o leito fluido 70.

O reator 12 é operado de modo que o leito fluido 70 do mesmo esteja em um regime de fluxo turbulento agitado ou heterogêneo e compreende uma fase diluída que consiste em vazios maiores de rápida elevação de reagentes gasosos e produto gasoso que cruza o leito fluido 70 virtualmente na forma de fluxo pistonado e uma fase densa que compreende produto líquido, partículas catalisadoras sólidas e vazios menores entranhados de reagentes gasosos e produto gasoso que são retromisturados.

A água de caldeira como uma troca de calor indireta ou meio de transferência de calor é circulada através dos canos de refrigeração 29, 39. O calor é transferido do leito fluido 70 para a água de caldeira para formar uma mistura de vapor e água.

Os produtos de hidrocarboneto leves, tal como um C49 e fração abaixo, são retirados do reator 12 através da saída de componentes gasosos 16 e passados para a unidade de separação 54. Tipicamente, a unidade de separação 54 compreende uma série de refrigeradores e um separador de vapor-líquido e pode opcionalmente inclui adicionalmente refrigeradores e separadores e possivelmente também uma unidade separação fria, para a separação de produtos de hidrocarboneto leves de fase líquida, água e opcionalmente dióxido de carbono dos componentes gasosos remanescentes. Outras tecnologias de separação tais como as unidades de membrana, unidades de adsorção de balanço de pressão e/ou unidades para a remoção seletiva de dióxido de carbono e metano podem ser empregados. Os gases separados que compreendem hidrogênio, monóxido de carbono e outros gases são comprimidos e reciclados por meio do compressor 56 para fornecer a corrente de gás de reciclagem na linha de corrente de gás de reciclagem 58. Uma corrente de gás residual é retirada da linha de gás residual 64 para evitar o acúmulo de inertes no reator 12. A água de reação condensada e hidrocarbonetos líquidos são retirados da unidade de separação 54 por meio da linha de fluxo 60 para trabalho adicional.

De acordo com uma configuração preferencial da invenção, a corrente de gás de reciclagem 58 é alimentada ao leito fluido 70 através da linha de corrente de gás de reciclagem 58 e da entrada 14 em uma razão volumétrica de corrente de gás de reciclagem na linha 58 / alimentação de reagentes gasosos recebida através da linha de alimentação de reagentes gasosos 59, de pelo menos 0,4. Portanto, o processo 10 emprega um estágio de síntese de hidrocarboneto de múltiplas passagens definido pelo reator 12, fazendo uso dc uma razão de reciclagem relativamente grande.

O vaso do reator 12 é mantido tipicamente em uma pressão de operação entre cerca de 1 MPa (10 bar) e cerca de 5 MPa (50 bar), mais tipicamente entre cerca de 2 MPa (20 bar) e cerca de 3 MPa (30 bar) e em uma temperatura de operação entre 160°C e 280°C, tipicamente entre cerca de 200°C e 260°C, por exemplo entre 200°C e 230°C. A pressão de operação e a temperatura de operação selecionadas podem depender da natureza e espalhamento de produto líquido e gasoso exigido e o tipo de catalisador usado. Naluralmente, o vaso do reator 12 é fornecido com meios adequados de controle de temperatura, tal como os canos refrigerantesdores 29, 39 para controlar as temperaturas de reação, bem como meio de controle de pressão adequado tal com uma ou mais válvulas de controle de pressão (não mostrado).

No vaso de reator 12, conforme o gás de síntese passa através do leito fluido 70, o monóxido de carbono e o 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 operação do reator 12, conforme mencionado anteriormente no presente documento, e são retirados como componentes gasosos através da saída de componentes gasosos 16, como também mencionado anteriormente no presente documento. Alguns dos produtos produzidos estão na forma líquida, por exemplo, ceras, nas condições de operação do reator 12 e agem como o meio de suspensão para as partículas catalisadoras, conforme também mencionado anteriormente no presente documento.

Apesar do prejuízo do estado da técnica, os inventores observaram, surpreendentemente, que a operação de um reator de coluna de bolhas de suspensão aquosa com uma combinação de uma alta velocidade superficial de entrada do gás, pressão alta e concentração de sólidos baixa na suspensão aquosa não leva à retenção de gás excessiva. Isso cria uma oportunidade para projetar reatores de suspensão aquosa com capacidades de reator único superiores ao que era possível antes, visto que uma concentração de sólidos baixa na suspensão aquosa favorece altos coeficientes de transferência em massa que são desejáveis para aguentar uma alta taxa de conversão de reagentes.

Claims

1. Processo para produzir um ou mais produtos a partir de um ou mais reagentes gasosos, caracterizado por incluir: alimentar o dito um ou mais reagentes gasosos, como uma alimentação gasosa ou como parte de uma alimentação gasosa que está em uma velocidade superficial de entrada do gás entre 0,5 m/s e l,5m/s, em um vaso que retém um leito fluido expandido de partículas catalisadoras sólidas suspensas em um líquido de suspensão de modo que o reagente gasoso possa borbulhar para cima através do leito fluido, sendo que o leito fluido tem um carregamento de catalisador entre 2% e 14% por volume de suspensão aquosa desgaseificada; permitir que o dito um ou mais reagentes gasosos reaja cataliticamente em uma pressão acima de pressão atmosférica conforme os reagentes gasosos borbulham para cima através do leito fluido para produzir o dito um ou mais produtos; e retirar o dito um ou mais produtos e qualquer reagente gasoso não reagido do vaso.

2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que a alimentação gasosa inclui CO e H2 como reagentes gasosos, e em que a alimentação gasosa é alimentada no interior do leito fluido para produzir hidrocarbonetos gasosos e líquidos, sendo que 0 catalisador é um catalisador de síntese de hidrocarboneto.

3. Processo, de acordo com a reivindicação 1 ou reivindicação 2, caracterizado pelo fato de que a velocidade superficial de entrada do gás é 0,6 m/s ou mais.

4. Processo, de acordo com a reivindicação 3, caracterizado pelo fato de que a velocidade superficial de entrada do gás é 0,7 m/s ou mais.

5. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações de 1 a 4. caracterizado pelo fato de que a velocidade superficial de entrada do gás é 0,85 m/s ou mais.

6. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações de 1 a 5, caracterizado pelo fato de que a velocidade superficial de entrada do gás de um gás de síntese, como a dita alimentação gasosa ou como parte da dita alimentação gasosa, é aumentada para limitar a conversão de singás por passagem para menos de 85% em mol.

7. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações de 1 a 6, caracterizado pelo fato de que o carregamento de catalisador é menor do que 12% por volume de suspensão aquosa desgaseificada.

8. Processo, de acordo com a reivindicação 7, caracterizado pelo fato de que o carregamento de catalisador é menor do que 10% por volume de suspensão aquosa desgaseificada.

9. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações de 1 a 8, caracterizado pelo fato de que o leito fluido expandido tem uma altura menor do que 40m e um diâmetro de 6m ou mais.