CN101326145B - 由合成气制烃工艺的起动方法 - Google Patents

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Abstract

由合成气制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的稳态工艺的起动方法，该方法包括以下步骤：(i)提供合成气；和(ii)在高温和稳态总反应器压力下催化转化合成气得到通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃；该方法包括将步骤(i)的合成气与一种或多种惰性气体混合以形成混合物流，然后在步骤(ii)中在稳态总反应器压力下催化转化合成气，以及其中随着转化合成气的催化剂的活性朝稳态发展，降低混合物流中惰性气体的量。

Description

由合成气制烃工艺的起动方法
技术领域
本发明提供了由通常由烃质进料提供的合成气制备通常为气态、通常为液态和任选固态的烃的稳态催化工艺(例如费-托工艺)的起动方法。特别地，本发明提供由天然气或伴生气特别是在远程位置以及离岸平台制备烃(特别是通常为液态的烃)的一体化的低成本工艺的起动方法。本发明进一步提供了使用所述方法由合成气制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的工艺。 
背景技术
已知有很多文件描述了(气态)烃质进料(特别是甲烷、天然气和/或伴生气)催化转化为液态产物(特别是甲醇和液态烃，特别是链烷烃)的工艺。在这一方面，通常提及远程位置和/或离岸位置，在那里不可能直接应用气体。气体的运输(例如通过管线或以液态天然气的形式)并不总是实际的。在相对较小的气体生产率和/或气田情况下更是这样。气体的回注会增加石油开采的成本，和在伴生气的情况下，会导致对原油开采的不利影响。由于烃来源的贫乏和空气污染，伴生气的燃烧就成为不希望的选择。 
费-托工艺可以用于将烃质原料转化为液态和/或固态烃。通常，在第一步中，原料(例如天然气、伴生气和/或煤层甲烷、煤、生物质以及残余(粗)油馏分)转化为氢气和一氧化碳的混合物(该混合物通常称作合成气体或合成气)。然后将该合成气进料到反应器中，在其中在一个或多个步骤中经适合的催化剂在高温和高压下转化为范围为甲烷到包含最多200个或者在特殊情况下甚至更多的碳原子的高分子量化合物的链烷烃化合物。 
已经开发了多种反应器系统用于实施费-托反应。例如，费-托反应。例如，费-托反 应器系统包括固定床反应器(特别是多管固定床反应器)、流化床反应器(例如夹带流化床反应器和固定流化床反应器)和浆液床反应器(例如三相浆液鼓泡塔和沸腾床反应器)。 
费-托反应是极其放热且温度敏感的，因此需要仔细的温度控制来实现最佳操作条件和所需的烃产物选择性。事实上，反应器各处的紧密温度控制和操作是主要目标。 
这种工艺的起动将涉及新的或再生的催化剂材料。然而，新的或再生的催化剂材料通常比其在反应条件下已经达到稳态活性时更具活性。在例如费-托反应的化学反应中，如上所述其是极其放热且温度敏感的，在反应器起动时催化剂的高活性水平是极为重要的。在费-托反应中，较高的活性可能容易地导致过度转化，例如由于合成气中氢气与二氧化碳之比降低导致的较高的水产量或催化剂的碳酸盐化，其会导致不希望的催化剂失活。 
因此需要使用初始更高活性的新的催化剂材料直至反应过程达到稳态的途径。在现有技术中，费-托反应的起动通常是在比反应器的稳态温度和/或压力更低的温度和/或压力下进行的，以防止过度转化和不希望的效果。 
例如在US2904576中公开了用于使用流态化铁催化剂由合成气合成烃的工艺的起动过程。通过在相对较低的压力(即不超过5个大气压)和低的空速下使催化剂与合成气接触来调节催化剂的初始活性。随着催化剂活性的降低，压力和空速逐渐增大，直至达到实现烃合成反应的压力和空速。 
在WO2005/026292和WO2005/026293中，公开了在浆液鼓泡塔中起动烃合成工艺的方法。该起动方法包括将催化剂颗粒进料到转化反应器中的特别程序。在进料过程结束时，将反应器保持在150-220℃范围内的温度和1-10巴范围内的压力下，和连续进料惰性气体以防止催化剂沉降。在调节阶段过程中，使温度达到适合调节的数值，逐渐用合成气取代惰性气体直至浓度在5-50体积％范围内，和将该浓度保持24-72小时。然后，逐渐升高压力和温度直至稳定状态数值，和将 惰性气体的浓度逐渐降低至0。 
在起动过程中反应温度的降低会不利地降低在起动过程中烃合成反应器的冷却水系统中产生的蒸汽的质量，特别是蒸汽的压力。低质量的蒸汽不能用于帮助对一个或多个其它反应或工艺提供起动能量或动力，或者作为其原料，或者两者。因此，需要使催化转化反应器在其处于适合制备质量足以能够用于该工艺的其它部分或该工艺中包括的其它(优选一体化的)装置或单元的蒸汽的温度之前的起动时间最小化。 
在与共用循环系统相连的几个串连或并联的烃合成反应器的工艺序列中，起动过程中降低压力是不利的。如果需要起动一个或多个反应器而其它反应器在稳态条件下操作，则不希望在降低的压力条件下起动。 
发明内容
现已发现新的起动方法克服了上述缺点。 
因此，本发明提供了由合成气制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的稳态工艺的起动方法，该方法包括以下步骤： 
(i)提供合成气；和 
(ii)在高温和稳态总反应器压力下催化转化合成气得到通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃； 
该方法包括将步骤(i)的合成气与一种或多种惰性气体混合以形成混合物流，然后在步骤(ii)中在稳态总反应器压力下催化转化合成气，以及其中随着转化合成气的催化剂的活性朝稳态发展，降低混合物流中惰性气体的量。 
在本发明的方法中，在起动或初始时期(即直至转化反应器中的催化剂的活性达到稳态之前的时期)，在转化反应器中的总反应器压力完全或基本恒定(即通常在5％、优选在2％之内)。在起动时期中的总反应器压力与稳态总反应器压力(即在起动时期之后该工艺操作的总反应器压力)完全或基本相同(即在5％之内，优选在2％之内)。 
随着一种或多种惰性气体的添加，合成气压力在起动方法中催化转化的混合物流中只具有分压。这就降低了否则通过使用全部合成气压力在新的或再生的催化剂材料上运行会发生的过度转化。
因此，本发明模拟了在新的或再生的催化剂的初始较大活性时期之后的稳态条件下反应器中的催化一氧化碳转化，即“标准化的催化转化”。 
而且，通过在反应器中使用较低的初始合成气分压，不需要为了另外补偿催化剂的初始较大活性而降低反应温度。因此，制备了高质量的蒸汽，使得还未制备高质量蒸汽的时间最小化。而且，相对较高的温度对防止反应器中水的冷凝起到积极的作用。 
本发明的起动方法的另一优点在于该起动是在与稳态总反应器压力相同的总反应器压力下进行的。这意味着该起动方法可以有利地用于与共用循环系统相连的几个串连或并联的烃合成反应器的工艺序列中。使用本发明的起动方法，可以起动该序列中的一个或多个反应器，而其它反应器在稳态条件下操作。 
通过在转化反应器中使用较低的初始合成气分压，也将具有较低的水分压。 
本发明还提供了使用此处所述的方法由合成气制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的工艺。 
具体实施方式
在本发明的方法中，通过将该方法的步骤(i)中提供的合成气与一种或多种惰性气体混合形成混合物流来起动稳态的烃合成工艺。然后在该方法的步骤(ii)中，将混合物流与用于转化合成气的烃合成催化剂在稳态总反应器压力下进行接触。在起动过程中，随着转化合成气的催化剂的活性朝稳态发展，即活性降低，降低混合物流中惰性气体的量。 
因此，在本发明的方法中，随着通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的制备工艺朝稳态发展，提高较低的合成气初始分压。这是通过降低混合物流中惰性气体的量而实现的，优选递增地、连续地或两种方式结合降低为0。 
随着在起动或初始时期催化剂的活性朝稳态活性降低，可以以几个阶段提高合成气的分压，但至少以其中其分压保持接近于(优选低于)稳态催化转化的反应器中合成气的预期压力的方式进行。 
在本发明的方法中，在起动过程中催化烃合成步骤是在与稳态催化烃合成步骤相同的转化反应器中进行的。 
此处所用的术语“稳态”是本领域的公知术语，和涉及相对于包括的物质在一端时间内稳定或规则的数值或位置。即使对于稳态过程，所有化学反应中的较小变化也是常见的，但稳态过程是本领域公知的，其中预期输出或结果是随时间相对可预测的。这种条件也可以是或不是最优的，或者可能提供或可能不提供最优结果。 
“稳态”的另一定义涉及烃合成装置设计的全部和各自条件，包括压力和温度。这些条件是为该装置设定的基本条件，其选择是本领域的技术人员已知的。 
在此处术语“稳态”类似地用于压力和温度及催化剂活性。在转化反应器中，压力通常涉及反应器顶部的压力。 
关于催化剂活性，初始使用的新的或再生的催化剂可以具有比预期或设计或稳态活性高70％或以上的较高活性。随着该催化剂从起动开始使用，这种较高的活性自然降低。因此，该初始催化剂活性可以在稳态催化剂活性的120-170％范围内，优选在135-140％范围内。 
转化反应器中的初始合成气分压可以是低于适合其它起始条件、或反应器条件和/或该反应器提供的产物的总反应器分压的任意适合的压力。转化反应器中合成气的初始分压可以比通常的稳态总反应器压力低20-70％，优选低30-60％。 
进入合成反应器的合成气的实际流量在初始阶段通常不变或不会明显改变，但其分压将尽可能接近地模拟常态或稳态空时产率。因此，优选控制在起动过程中进入转化反应器的合成气的分压，使得在初始或起动阶段过程中转化反应器的空时产率保持与稳态操作过程中相同的数值。空时产率将产率表示为每反应器体积每小时制备的C1+烃的重 量产率。 
在起动过程中混合物流中的惰性气体量可以为步骤(i)中惰性气体和合成气的组合的＞0-99％，优选20-80％，更优选30-70％，和甚至更优选40-60％。 
一种或多种惰性气体可以是选自以下的一种或多种：甲烷、氮气、乙烷、丙烷、二氧化碳、用于烃的制备工艺的废气或步骤(ii)的转化后反应器气体，优选选自甲烷、废气和转化后反应器气体。 
此处所用的术语“惰性气体”可以是本身对于费-托工艺或反应100％惰性的。该术语也包括包含一种或多种这些惰性气体的气流。这种物流的实例是用于烃的制备工艺的废气或步骤(ii)的转化后反应器气体，该气流可以包含一种或多种对费-托工艺惰性的气体。 
本发明的方法特别适用于包括一个以上烃转化反应器(任选2-10个反应器)的工艺。这些反应器可以与一个或多个其它转化反应器处于设置或系统中。在本发明的方法中，至少应用本发明的转化反应器优选是以串连、并联或两种方式相连的。 
在本发明中，在反应器中使用较低初始合成气压力的方法优选用于所有应用本发明的转化反应器。该方法可以以同步方式应用于各转化反应器。在转化反应器中的催化剂经过预活化且不需要原位活化的情况下，该设置可能是适合的。 
在本发明的优选实施方式中，应用本发明的各转化反应器在不同时间起动。因此按一种方式，该方法顺序应用于各相关转化反应器。在各转化反应器经历原位催化剂活化的情况下这种设置可能是适合的。在资源仅能够或仅适合同时提供一个或两个转化反应器的催化剂活化的情况下，这种设置是特别适合的。 
通常，转化反应器从起动开始到其达到稳态之前要花费几周时间。这段时间可以在1-8周或更长范围内，更通常为2-5周。在该设置用于将本发明的方法顺序应用于几个转化反应器的情况下，那么在所有转化反应器都达到稳态之前会有累积的时间段，使得可以在所有转化反应器中提高该合成气的初始低压到稳态总反应器压力。 
在本发明中，本发明的方法中包括的一个或多个转化反应器可以具有气体产物循环系统或设置，更优选地转化反应器具有共用气体循环。对于共用循环，优选所有应用该方法的转化反应器具有相同的总反应器压力。 
由于在本发明的方法中，在起动过程中的总反应器压力必须于稳态操作过程中相同，因此即使在至少一个其它反应器处于稳态操作时，在起动过程中气体也可以通过该共用循环进行循环。在可替代的实施方式中，任何由本发明方法起动的所述或各催化反应器制备的循环物质初始都不循环或被烧掉。 
本发明特别适用于一体化工艺。费-托反应的一种其它通常产物是提供蒸汽，本发明的一个另外的效果是在最短时间内提供质量足以用于该工艺的其它部分或辅助的或其它连接的工艺、单元或装置(例如空气分离单元(ASU))的蒸汽。这种ASU例如可以提供用于烃质原料的部分氧化的富氧空气或基本纯的氧气，以提供合成气(烃的制备工艺的步骤(i))。ASU通常由蒸汽驱动的涡轮机提供动力，该涡轮机通常需要质量(通常为压力)足够的蒸汽作为动力源。 
优选地，该合成气的催化转化的初始温度(即起动时的温度)与该装置设计或稳态的温度完全或基本相同。在高稳态总反应器压力的条件(例如45巴(绝对压力)或更高)以及因此也高的起动总反应器压力下，用低于装置设计或稳态温度的初始温度起动该方法以避免过度转化可能是有利的。然后可以在催化剂活性降低到在主要总反应器压力和合成气分压下不会发生过度转化的水平时立即将温度调节到稳态温度。如果在任意转化反应器中使用较低的初始压力，初始温度可以比稳态温度低＞0-30℃，优选低5-15℃。 
优选地，用于应用本发明方法的各转化反应器的温度区域完全或基本相同或类似。而且优选地，应用本发明方法的所述或各转化反应器具有相同的空时产率(STY)。 
如前所述，在初始或起动阶段过程中反应器的空时产率优选保持在与稳态操作过程中反应器的空时产率相同的数值。 
在步骤(ii)的合成气的催化转化产生蒸汽的情况下，本发明包括在温度约等于或高于稳态温度时，在用于步骤(i)的合成气的提供中使用步骤(ii)中得到的蒸汽用于产生能量的规定。 
如上所述，应用本发明起动方法的工艺可以包括多个转化反应器。在一种实施方式中，用于通过催化转化合成气制备烃的工艺可以用于至少3个、优选4-15个、更优选6-10个转化反应器中，而且并非所有转化反应器、任选25-75％的反应器、优选40-60％的反应器使用该方法用步骤(ii)的较低初始合成气压力起动。 
在这种情况中，在用于步骤(ii)的至少一个剩余的转化反应器中制备烃的工艺可能已经操作，使得本发明的方法将一个或多个其它催化转化反应器投入运行。 
在制备烃的工艺的步骤(i)中，提供了合成气。该合成气可以通过任何适合的手段、工艺或设置提供。这包括本领域中已知的烃质原料的部分氧化和/或重整。该烃质原料可以是气态或固态原料。适合的固态原料例如为煤和生物质，优选木质纤维生物质。适合的气态原料是本领域中已知的，和包括天然气、伴生气、甲烷或C1-C4烃的混合物。产生包含一氧化碳和氢气的气态混合物的气态原料的部分氧化可以依照各种成熟工艺进行。这些工艺包括Shell气化工艺。这一工艺的综述可见于Oil and Gas Journal，September 6，1971，pp 86-90中。 
步骤(i)中提供的合成气的H2/CO摩尔比适合地为1.5-2.3，优选1.8-2.1。如果需要，可以向通过部分氧化或重整制备的合成气中添加附加的氢气以达到所需的H2/CO摩尔比。这种附加的氢气可以通过蒸汽甲烷重整制备，优选与水煤气变换反应相结合。在蒸汽甲烷重整步骤中与氢气一起制备的任何一氧化碳和二氧化碳可以用于烃合成反应中或者将其循环以提高碳效率。 
如果该合成气由烃质原料的部分氧化提供，则原料的部分氧化需要包含分子氧的气体。该包含分子氧的气体可以是空气、富氧空气或基本纯的氧气。氧气或富氧空气的制备通常包括空气压缩和空气分离，通常通过低温技术进行，但也可以使用基于膜的工艺，例如WO93/06041 中所述的工艺。通常涡轮机提供能量驱动空气压缩/分离单元的至少一个空气压缩机或分离器。如果需要，可以在空气分离工艺和合成气的供应(步骤(i))之间使用附加的压缩单元。涡轮机和/或任选的附加的压缩单元优选由步骤(ii)中产生的蒸汽驱动。 
该稳态催化合成气转化工艺可以在本领域中已知的常规合成条件下进行。通常，该催化转化可以在100-600℃范围内的温度下进行，优选150-350℃，更优选180-270℃。通常催化转化工艺的总反应器压力在1-200巴绝对压力范围内，更优选10-100巴绝对压力，甚至更优选20-70巴绝对压力。 
制备烃的工艺的步骤(ii)中使用的催化剂是本领域中已知的，通常称作费-托催化剂。用于费-托烃合成工艺的催化剂通常包括作为催化活性组分的元素周期表的早期IUPAC版本(例如第68th版Handbookof Chemistry and Physics(CPC Press)中所述的)的VIII族金属。特定的催化活性金属包括钌、铁、钴和镍。钴是优选的催化活性金属。 
获得哪种烃产物取决于费-托反应中所用的催化剂和工艺条件。优选地，使用生产相当大量的链烷烃(更优选生产相当大量无支链的链烷烃)的费-托催化剂。最适用于该目的的催化剂是含钴费-托催化剂。 
在本说明书中所述的方法中制备的烃适合地为C3-200烃，更适合地为C4-150烃，特别是C5-100烃，或它们的混合物。这些烃或它们的混合物在5-30℃(1巴)、特别在约20℃(1巴)的条件下为液体或固体，通常本质上是链烷烃，而可以存在至多30wt％、优选至多15wt％的烯烃或含氧化合物。通常，主要(至少70wt％，优选90wt％)生成C5+烃。 
步骤(ii)中制备的烃的一部分可以在高于所谓中间馏分的沸点范围沸腾。如果存在，可以将较高沸点范围的链烷烃分离并经本身在本领域中已知的催化加氢裂化步骤生成所需的中间馏分。因此，应用本发明的起动方法的烃合成工艺优选进一步包括： 
步骤(iii)催化加氢裂化步骤(ii)中制备的较高沸点的链烷烃。 
该催化加氢裂化是通过将链烷烃在高温和高压和氢气存在下与包含一种或多种具有加氢活性的金属且载带在具有调整酸度的载体上的 催化剂相接触而进行的。适合的加氢裂化催化剂是本领域已知的，和包括含选自(同一)元素周期表VIB和VIII族的金属的催化剂。优选地，该加氢裂化催化剂包含一种或多种VIII族贵金属。优选的贵金属是铂、钯、铑、钌、铱和锇。最优选的用于加氢裂化阶段的催化剂是包含钯的那些。在加氢裂化催化剂中存在的催化活性金属量可以在宽范围内变化，通常在约0.05-约5重量份/100重量份载体材料的范围内。 
适用于催化加氢裂化的条件是本领域已知的。通常，该加氢裂化是在约175-400℃范围内的温度下进行的。通常应用于该加氢裂化工艺中的氢气分压在10-250巴范围内。 
该烃合成工艺可以以单程模式(“一次通过”)或以循环模式操作。如前所述，该方法可以在一个或多个串连或并联的反应器中进行。可以使用浆液床反应器、沸腾床反应器和固定床反应器，固定床反应器是优选的选择，尽管本发明的方法也特别适用于使用一个或多个浆液床反应器的费-托装置，因为在浆液床反应器中重要的是使这种反应器中所用的压力的扰动和改变最小化。 
除非另外指出，在本说明书中提到的任何百分比都是以组合物的总重量或体积计算的。在没有提及时，所述百分比被认为是重量百分比。除非另外指出，压力以巴绝对压力表示。 

Claims (10)

1.由合成气制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的稳态工艺的起动方法，该制备方法包括以下步骤：
(i)提供合成气；和
(ii)在高温和稳态总反应器压力下催化转化合成气得到通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃；
该起动方法包括将步骤(i)的合成气与一种或多种惰性气体混合以形成混合物流，然后在步骤(ii)中在稳态总反应器压力下催化转化合成气，以及其中随着转化合成气的催化剂的活性朝稳态发展，降低混合物流中惰性气体的量；
其中步骤(ii)在4-15个转化反应器中进行，其中使用合成气和一种或多种惰性气体的混合物流起动的方法用于至少两个而非全部转化反应器中，和使用混合物流起动的方法并不用于剩余的转化反应器中；
其中一个或多个剩余的转化反应器已经催化转化合成气；和
其中所有转化反应器具有共用的气体循环系统。
2.权利要求1的方法，其中步骤(ii)在6-10个转化反应器中进行。
3.权利要求1的方法，其中使用合成气和一种或多种惰性气体的混合物流起动的方法用于25-75％的转化反应器中，和使用混合物流起动的方法并不用于剩余的转化反应器中。
4.权利要求1的方法，其中所述一种或多种惰性气体是选自以下的一种或多种：甲烷、氮气、乙烷、丙烷、废气和转化后反应器合成气。
5.权利要求1的方法，其中随着转化合成气的催化剂的活性朝稳态发展，将混合物流中惰性气体的量递增地、连续地或两种方式结合降低为0。
6.权利要求1的方法，其中步骤(ii)中得到的任何蒸汽都用于在步骤(i)提供合成气中提供动力。
7.权利要求1的方法，其中所述稳态总反应器压力在10-100巴绝对压力范围内。
8.权利要求1的方法，其中步骤(ii)中的转化反应器为固定床转化反应器。
9.权利要求1-8中任一项的方法，其中所述方法进一步包括：
步骤(iii)催化加氢裂化步骤(ii)中制备的较高沸点范围的链烷烃。
10.由烃质原料制备通常为气态、通常为液态和任选通常为固态的烃的工艺，该工艺包括权利要求1-9中任一项所述的方法。
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Families Citing this family (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP5296478B2 (ja) * 2008-09-30 2013-09-25 Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 精留塔のスタートアップ方法
AU2011230766B2 (en) * 2010-03-25 2013-11-28 Cosmo Oil Co., Ltd. Startup method for fractionator
JP5887063B2 (ja) * 2011-03-30 2016-03-16 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 炭化水素合成反応装置及びそのスタートアップ方法、並びに炭化水素合成反応システム
CN102952563B (zh) * 2011-08-26 2014-12-03 中国石油化工股份有限公司 一种使费托合成反应平稳进行的方法
US9382491B2 (en) 2012-07-03 2016-07-05 Sartec Corporation Hydrocarbon synthesis methods, apparatus, and systems
US9388345B2 (en) 2012-07-03 2016-07-12 Sartec Corporation Hydrocarbon synthesis methods, apparatus, and systems
JP6088214B2 (ja) * 2012-11-09 2017-03-01 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 炭化水素合成反応装置のスタートアップ方法
CN106103657B (zh) * 2014-03-17 2018-10-23 国际壳牌研究有限公司 费-托反应器的开车和操作方法
US9822312B2 (en) 2014-03-17 2017-11-21 Shell Oil Company Method for start-up and operation of a Fischer-Tropsch reactor
EP2940102A1 (en) * 2014-05-01 2015-11-04 Shell International Research Maatschappij B.V. A method for start-up and operation of a Fischer-Tropsch reactor
US10239812B2 (en) 2017-04-27 2019-03-26 Sartec Corporation Systems and methods for synthesis of phenolics and ketones
US10544381B2 (en) 2018-02-07 2020-01-28 Sartec Corporation Methods and apparatus for producing alkyl esters from a reaction mixture containing acidified soap stock, alcohol feedstock, and acid
US10696923B2 (en) 2018-02-07 2020-06-30 Sartec Corporation Methods and apparatus for producing alkyl esters from lipid feed stocks, alcohol feedstocks, and acids

Family Cites Families (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2610976A (en) 1947-11-28 1952-09-16 Standard Oil Dev Co Hydrocarbon synthesis
US2904576A (en) * 1949-04-22 1959-09-15 Kellogg M W Co Starting-up procedure for the hydrogenation of carbon monoxide
US2602810A (en) 1949-06-02 1952-07-08 Gulf Research Development Co Process of synthesizing hydrocarbons
GB845558A (en) 1955-10-15 1960-08-24 Ruhrchemie Ag Process for the hydrogenation of carbon monoxide
US4127392A (en) * 1977-02-27 1978-11-28 Conoco Methanation Company Methanation process start-up
EP0152652B1 (en) 1984-01-31 1987-08-05 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Catalyst activation
US4626552A (en) * 1986-01-06 1986-12-02 Exxon Research And Engineering Company Process for the start-up of a Fischer-Tropsch reactor
US5621155A (en) 1986-05-08 1997-04-15 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
US5245110A (en) 1991-09-19 1993-09-14 Starchem, Inc. Process for producing and utilizing an oxygen enriched gas
PE31698A1 (es) * 1995-11-08 1998-06-15 Shell Int Research Proceso de activacion y rejuvenecimiento de catalizador
CN1367814A (zh) 1998-05-27 2002-09-04 能源国际有限公司 “未助催化的”钴－氧化铝催化剂的改善的费－托反应活性
GB0027575D0 (en) 2000-11-10 2000-12-27 Sasol Tech Pty Ltd Production of liquid hydrocarbon roducts
US20020137805A1 (en) 2001-01-26 2002-09-26 Huang Jui-Hsin Ray Process for operating a fischer-tropsch reactor
JP4299146B2 (ja) 2002-02-13 2009-07-22 サソール テクノロジー（プロプライエタリー）リミテッド フィッシャー−トロプシュ反応器の始動方法
GB0218815D0 (en) 2002-08-13 2002-09-18 Air Prod & Chem Process and apparatus for the production of hydrocarbon compounds from methane
AU2003260828A1 (en) 2002-09-19 2004-04-08 Sasol Technology (Proprietary) Limited Hydrocarbon synthesis
ITMI20031777A1 (it) * 2003-09-18 2005-03-19 Enitecnologie Spa Procedimento per la gestione di un reattore adatto a reazioni eterogenee in combinazioni con reazioni che si realizzano in sistemi trifasici
ITMI20031776A1 (it) * 2003-09-18 2005-03-19 Enitecnologie Spa Procedimento per il caricamento di un catalizzatore in un reattore adatto a reazioni in fase eterogenea

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