CN103228766B - 天然气的转化 - Google Patents

Abstract

公开了用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃的方法和装置，包括在反应性蒸馏塔内、在升高的温度和压力下使氢和一氧化碳与合适的催化剂接触而反应。

Description

天然气的转化

技术领域

存在多种方法以将天然气（NG）转化为液体。这些方法中的大多数是基于催化性费-托（Fischer-Tropsch）反应以将重整的合成气转化为石油液体。存在一些非费-托合成方法，其通过将甲烷裂解和氢化处理（hydro-treating）成为乙烯将NG转化为液体。这些方法具有使用固定床、移动床、流化床或淤浆相反应器（浆液相反应器）的工艺反应器结构。在与反应器单元独立的精炼厂配置中，这些方法也使用分馏单元。本发明涉及能够用于提高反应速率和分馏装置分离效率的改进的反应器设计结构。这导致提高的经济规模，并能够用于更紧凑和更为成本有效的整体工厂设计。

背景技术

用于NG到石油液体的转化的工艺通常被称为“气体至液体”（GTL）工艺。整体转化过程涉及对所使用的技术是针对技术具体的一些个别的处理步骤。这些具体的步骤也取决于所使用的原料和中间反应产物或者所选择的处理路线。

处理步骤一般遵循以下序列：

a.原料供应过程-对于传统的GTL工厂，通过众多生产井从生产天然气田直接提取NG。然而，也可以由压缩天然气（CNG）源或涉及再气化的液化天然气（LNG）储罐提供天然气。

b.原料调整过程-当直接从井口进料时，必须对NG进行水和烃露点控制，以及处理任何存在的酸性气体。对于CNG和LNG原料，在压缩之前已经调整过NG因此不需要进一步调整。

c.重整过程-大量的重整工艺路线是可用的。蒸汽重整、部分氧化重整、和自热重整是转化甲烷（CH₄）（NG通常是85%至99%的甲烷）成为由一氧化碳（CO）和氢气（H₂）组成的合成气的相同基础处理顺序的所有变化方式。取决于所使用的转化方法，合成气可以具有不同的碳-氢比率。在进一步的下游烃链增长反应中，碳-氢比率至关重要。

d.乙烯裂解过程–对于通过乙炔/乙烯路线的NG至液体的转化，没有使用重整过程以形成碳链增长前体或反应物。在这个过程中，甲烷（CH₄）在高温下缺氧条件下裂解为乙炔（C₂H₂），其使用氢将乙炔氢化处理为乙烯（C₂H₄）。乙烯是含有在受控条件下促进碳原子数链增长的反应性的多官能性分子。

e.合成气调整-在需要时，通过除去过量的二氧化碳（CO₂）和氮气（N₂），以任何再循环的气体将合成气调整为纯的合成气。

f.氢气净化过程-含有主要是氢（H₂）的主组成的再循环气体，在它与合成气在反应器内混合作为反应器进料气体之前，必须以至少90vol%浓度的氢清洗。取决于所使用的技术，氢单元通常是膜或变压吸附单元。

g.空气分离过程-此步骤取决于所使用的重整工艺以及在重整技术中是否需要纯氧。因此，在一般的氧气生产装置中，可将适用于GTL处理的空气分离过程用于重整反应物。这通常是变压吸附、膜或低温分离过程所特有的。

h.主反应过程-GTL工艺的核心是将调整后的反应器进料气体（C₁（CO）或C₂）转化为大多在C₄至C₂₀碳原子数范围内的较长链长的烃类产物。最常见的处理路线是通过催化的费-托工艺，其中的碳原子数断链是所使用的工艺温度和压力以及反应器的类型和催化剂（铁与钴）的函数。对于乙烯反应路线，使用在功能上与费-托催化剂类似的碱性烃链增长催化剂或酸性沸石。然而，由于在工艺分子中不存在氧，因此反应机理不同，即来自重整器的进料气体（如一氧化碳，CO）中的氧仅适用于费-托反应。对于乙烯处理，仅存在烃类并且水不作为反应产物形成。因此，这具有一些处理装置的益处。现有技术的反应器设计具有在固定床、移动床、流化床或淤浆相结构中的催化剂。

i.来自主反应器的反应产物包含碳基化合物的混合物，其必须精制到商业产品规格。这包括汽油和柴油基产品，以及液化石油气（LPG）、煤油、航空燃料、轻馏分烯烃和较重的蜡和裂解型原料产物。在精炼厂中，主要根据沸点差和蒸馏切分点（蒸馏截取点，distillationcutpoints），使用多个分馏塔来分离这些产品。

j.蒸汽和发电过程-虽然所有的轻馏分废气都可以燃烧，但它们通常用作能量源以驱动锅炉系统或发电单元。

k.效用过程—由使用废气产生的电力或共同产生（co-generated）的蒸汽作为工厂或联合装置（complex）广泛效用用于能量优化。也可以提供轻馏分废气作为效用燃料气体用于在联合装置周围的多个燃烧器单元中使用。提供从空气分离过程中分离的氮气作为在联合装置周围用于安全惰性化和覆盖目的效用。

现有技术的描述

在德国第一次使用了由FranzFischer和HansTropsch开发的传统工艺，并于1926年在美国申请了专利。催化剂是铁基催化剂并在固定床反应器中使用。费-托法（Fisher-Tropsch法）用于由源于气化煤的合成气生产石油液体。在二十世纪五十年代在南非商业化使用了该煤至液体（CTL）技术以将煤炭转化为汽车燃料。

在南非建立了另外两个基于费-托法的CTL精炼厂联合装置。这两个联合装置使用了基于移动床技术的改进的反应器设计。这些反应器被称为Synthol反应器。

在二十世纪九十年代末期，使用流化床技术将Synthol反应器改进为高级Synthol反应器。

随后意识到，可以使用费-托技术将重整的NG转化为液体。在二十世纪八十年代末期由南非政府在南非莫塞尔湾（MosselBay,SouthAfrica）建立了联合装置，基于Synthol反应器系统将NG转化为液体。该联合装置目前由PetroSA所拥有。

2005年卡塔尔石油公司（QPC）在卡塔尔的RasLaffan的叫做ORYXGTL的合资企业中建立了GTL工厂。所使用的反应器结构是使用改进的第四代淤浆相蒸馏工艺的淤浆相反应器。

壳牌（Shell）公司和其它公司最近开发了与基础费-托GTL工艺类似的技术，并在也位于RasLaffan的PearlGTL合资公司中，与卡塔尔石油公司（QPC）一起使之商业化。这将是世界上最大的GTL投资并且它是基于壳牌固定床技术的。

在合成气（CO/H₂）至最终液体产物转化的正向过程中，费-托反应是放热反应。由催化的反应释放大量热量，并且必须通过费-托反应器中的散热器来去除。在费-托反应器中已经使用了下列除热设计：

a）固定床管式反应器（这是第一代工艺）具有在反应器的管内的固定催化剂床。该反应器的结构类似于壳式与管式换热器并在反应器的壳侧使用熔融盐或水以消除在管中产生的热量。也可以在装填于管内的催化剂的区段内插入惰性催化剂以促进稀释效应并防止反应热点（reactionhotspots）。需要精确的设计模型以在每个管中正确设计装填区段以防止热点和失控反应（run-awayreactions）。散发进入熔融盐的热量或直接由蒸汽沸腾散发的热量，被有效地转化成高压和高温出口蒸汽，并在石化联合装置内可以用作公用工程（commonutility）。在固定床反应器中的该流动结构类似于活塞流模型。气态进料反应物和所形成的产物通常是气相的，并以显著的速度通过催化剂。这导致与反应性损失相关的催化剂移动、磨损和最终形成催化剂细粉。固定床结构给出主要在蜡范围内的烃类产品，需要蜡后续裂解为汽油和柴油范围内的汽车用产品。

b）移动床反应器（这是第二代工艺），其特征在于，反应器的顶部上的大的180°塔顶（overheads）弯曲以促进反应产物和催化剂的气体或蒸汽相流动。这是相当大的湍流并与固定床结构相比引起了在反应动力学方面的显著改善。催化剂细粉的形成被加速，并且需要更硬的、更坚固的催化剂。另一个缺点是夹带的催化剂是腐蚀性的，使塔顶弯曲部分（塔顶弯曲段）变薄危及装置完整性。在与流体催化裂化器旋风分离器坡口（cyclonebank）类似的旋风分离器坡口中将催化剂与蒸汽流分离后，在骤冷区中除热。将催化剂再循环到主反应器中并且将分离的骤冷液体产物用于后处理（再生，work-up）。骤冷水被转化为蒸汽并作为联合装置公用源输出。

c）流化床反应器（这是第三代工艺）使用进料气体流以提供压降用于使催化剂颗粒成为流化状态或悬浮状态。将除热管安装在使水沸腾的反应器内，以促进散热和稳定反应器温度。将液体和蒸汽相的产品提取出来，并后处理为石油产品。将沸水以蒸汽输出至联合装置。反应产物通常在轻馏分和中间馏分范围内并且不需要后续裂化以提供汽车燃料。借助于上曳夹带（upwarddragentrainment）与重力相平衡而使流化床催化剂保持为悬浮状态。这种现象对本领域技术人员是众所周知的。催化剂以流化状态连续移动从而倾向于产生催化剂细粉并磨损。细粉具有增加的表面对体积比率并提升出流化床。这导致床层中的催化剂活性降低。取决于所选择的反应温度和压力，催化剂可以是铁基或钴基的。

d）现有技术的商业化方法（第四代工艺）采用了使用淤浆相反应器的最新OryxGTL装置，在反应器中通过具有悬浮的费-托催化剂的液相反应床，使气态进料反应物鼓泡以形成淤浆（浆体）。在热交换管中除热并将水产生蒸汽。淤浆相过程主要是集中于柴油生产的中间馏分过程。反应器温度、压力和钴催化剂有利于在柴油燃料范围内的碳原子数。同样，淤浆相催化剂颗粒在液体淤浆的恒定混合湍流中，并生成细粉。虽然较流化床反应器更少，但仍然存在活性损失。

WO01/36066公开了根据费-托法用于生产烃类的装置和方法。该装置包括催化性蒸馏反应器，其中将反应物进料至催化性蒸馏反应器中进行催化反应以形成烃类。特别的，描述了在结构化的金属丝网装填材料中的颗粒状催化剂的装填，该装填提供了低分离效率。由于没有以有效的方式从反应介质中除去水，较低的分散效率导致了从气体到液体产物的较低转化速率；反应介质中水的存在驱动该反应的平衡有利于起始材料（即合成气体）而非产品（即烃类）。

更具体地，催化剂的这种“茶袋”型装填的存在导致蒸馏不佳。蒸汽通道和“热点”（即温度过高的局部区域）控制是困难的。其结果是，由于蒸馏不佳，在蒸馏区段与反应区段内不容易严格控制操作参数。

US6265452公开了用于由气态反应物生产液体和气态产物的方法，其中水平再沸反应容器直接与连接至再沸器蒸汽空间的蒸馏塔接合。在再沸反应容器中形成的蒸汽产物被煮沸进入蒸馏塔。在反应容器内不发生蒸馏（除了以单段沸腾平衡的液体外）。此结构与常规的其中在单一平衡段中将蒸汽产物连续煮沸并从反应介质中分离出来的淤浆相反应器类似。在两个单独的容器中发生反应和蒸馏，意味着不可能在催化剂区域内多级分离，导致较低的总转化率和分离效率。

发明内容

与在先的工艺、包括第四代的淤浆相工艺相比，我们建立了显著地改进了GTL工艺的途径。本发明使用催化性蒸馏塔以促进费-托反应。该反应方法可以利用在蒸馏塔内填料段中的常规费-托催化剂以同时促进反应动力学和蒸馏产品后处理。通过蒸馏分离的方式从反应区域持续除去反应产物，特别是水，以显著提高的动力学推动正向反应。催化剂区域内产物的分馏也简化了进一步的产物后处理。在填充床区段内的分馏步骤和氢化处理（hydro-treating）催化剂（在氧化铝基板上的贵金属-即抗腐蚀和抗氧化的金属，如铂、金、钯、银、锇、铑、钌和铱）促进了进一步产物后处理和对规格的处理。

在第一方面，本发明提供了由权利要求1所限定的用于将氢和一氧化碳的混合物形成烃类的反应性蒸馏的装置。

在第二方面，本发明提供了由权利要求17所限定的用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃类的方法。

在第三方面，本发明提供了由权利要求50所限定的反应性蒸馏塔。

由从属权利要求限定的本发明的其它特征。

附图说明

现在对附图进行参考，其中：

图1是根据现有技术的方法和装置的示意图；

图2是根据本发明的方法和装置的一种实施方式的示意图；和

图3是用于在根据本发明的方法和装置中使用的反应性蒸馏塔的一种实施方式的示意图。

图4是本发明的反应性蒸馏塔的一种实施方式的示意图。

具体实施方式

参照图1示出了现有技术的方法和装置。

分别经由流股102和104将天然气和蒸汽进料至重整器100。经由流股108将空气进料至空气分离单元106，在此空气被分离为富氧流股110和富氮流股112。将富氮流股112进料至装置公用设备，其是一般设计的114。

分别经由流股118和120也将天然气和蒸汽进料至氢净化单元116。单元116经由流股122输出氢，将其进料至重整器100。单元116也经由流股124输出尾气，其被进料至公用设备114。这些流股通常包含组成低至中热值的燃料气体的氢和轻质烃类的混合物，可以用作联合装置周围的公用气体。

从氢净化单元输出的部分氢可以经由流股128进料至精炼厂（精炼装置）126。精炼厂126本质上是蒸馏塔，并且将在下面更详细地说明。

来自于重整器100的输出是合成气。经由流股132将该输出进料至费-托反应器130。

费-托反应器130可以是高温费-托反应器或低温费-托反应器。

高温反应器使用铁催化剂（或在特定应用中的钴催化剂）主要是用于生产汽油和烯烃。反应温度通常是300-350°C，并且压力通常是2000-3000kPa。

低温反应器使用钴催化剂（虽然淤浆反应器可以使用钴或铁）主要是用于生产蜡和柴油。反应温度通常是200-250°C，并且压力通常是2000-3000kPa。

费-托法中使用的催化剂对本领域技术人员是众所周知的。钴基催化剂可以是，例如，氧化钴、Co-ThO₂/Kieselguhr催化剂、以Ru和碱性氧化物助效的Co-AlO₂催化剂。在本说明书中，表述“钴催化剂”或“钴基催化剂”是指任何在费-托法中有用的含钴催化剂。铁基催化剂可以是铁氧化物。在本说明书中，“铁催化剂”或“铁基催化剂”是指任何在费-托法中有用的含铁催化剂。可使用的其它催化剂包括镍或镍基催化剂以及钌或钌基催化剂。在某些情况下可以使用氢化处理（hydro-treating）催化剂和沸石催化剂。

下表中示出了由每种反应器类型可能获得的典型产品分布。

	低温反应器	高温反应器
			甲烷	3	6
轻烯烃	5	28
			燃料（汽油/柴油）	32	60
蜡	55	0
			氧化物（oxygenates）	5	6
主产物	蜡和柴油	汽油和烯烃

反应器130具有多个输出流股：

-流股134，其包含蒸汽并被进料至公用设备114。

-流股136，其包含尾气并被进料至公用设备114。可以提供循环138，其被进料至反应器130；此外，或可替代地，可以提供循环140，其被进料至重整器100。

-流股141，包含FT反应水，其可被进料至生物处理装置。

-流股142，包含蜡，并且被进料至精炼厂126。

-流股144，包含轻烯烃和C₅至C₉烃，其通常包含汽车燃料组分的主体，并被进料至精炼厂126。

-流股146。包含冷凝物和在C₃至C₆范围内的轻质烃，并被进料至精炼厂。

-流股164，包含通常由用作燃料气体的C₁至C₃烃组成的尾气，并被进料至公用设备114。

正如上面所讨论的，精炼厂126本质上是一系列的蒸馏塔，其用于将反应产物分离成所需的馏分。可以理解，获得的馏分将取决于是使用高温或是低温。使用了费-托反应，并且对于各馏分其需要被分离。然而，来自精炼厂126的典型的产品流股包含LPG流股148、石脑油/汽油流股150和柴油流股152。

最后，经由流股154将燃料气体进料至公用设备114。公用设备114输出设备所需的各种公用工程（效用），包括燃料气体（流股156）、蒸汽（流股158）、氮气（流股160）和电力（线路162）。

参见图2，示出了根据本发明的方法和装置。图2中示出的装置中的许多组件可以与在图1中示出的那些相同，并且以相同的参考标号指定类似的部件。

根据本发明的装置和根据现有技术的装置之间的重要的区别是本发明提供了将精炼厂（精炼装置）和费-托反应器组合为单一单元166。

图3，更详细地示出了装置166。来自单独的或合并的流股9、10和11的进料进入GTL反应性蒸馏塔内。可以合并流股9、10、和11，或保持独立，和/或可以包括其它进料流，以提供流股12、13、14、15、16、17、18、19和20。流股9至20可以对应于图2的流股132和128。

如下面所讨论的，从流股30、34、35和36中可能会留下任何产品；这些流股可以对应于图2的134、136、148、150和152，没有特定的顺序。

下面讨论的流股26可以用于回收气体和轻馏分产物，并且可以对应于图2的外部循环流股140和/或流股164。下面讨论的流股28，对应于图2的流股141。

如下面的优选实施方式中所描述的，该进料可以在液相进料或气相进料的范围内。

可以以单独或混合进料将这些进料流股合并以进料并且进入由标号12至20标识的任何数目的进料进入位置点。进料组合物和单独的进料位置的选择基于在分馏区段或反应性区段内目标碳原子数范围的确定。

进料流股17是主GTL反应性蒸馏塔进料，因为它进入燃烧和快速骤冷室6。

燃烧和骤冷室6促进气体的快速加热和冷却，在此气体可以被加热至在250°C至1600°C范围内的温度。由来自反应性蒸馏塔运输的液体向下通量（liquiddownflux）的快速骤冷（rapidquenching）迅速地将裂解气冷却至250°C至350°C的温度。在气态进料不是含甲烷气体的情况下，可以切断燃烧室（在该处不需要裂解）的加热。

取决于催化区域的结构和所选择的碳含量范围，主要通过进料流股17、19和/或20进料非甲烷进料气体。在反应塔内，反应物气体轻于沸腾工艺蒸汽，并且由于其主要保持为不可冷凝的气体状态，将上升至塔顶。由于气体被GTL反应所消耗，反应物气体化合物的局部压力因此消耗至反应性蒸馏塔的顶部。

当反应物气体的局部压力低于促进确定产物碳范围和碳数断链控制的高反应速率所需的压力时，使用工艺流股12至16。

参见图4，塔200包括蒸馏区域，蒸馏区域包括催化区域202和无催化剂区域203。需要无催化剂区203用于改进的整体蒸馏分离以在相同的反应塔内促进切分点分馏至所需的馏分切分点规格。将无催化剂区域范围203和蒸气通道直径设计为促进具体的排热和与回流比调整相结合的反应热量控制。

合并的反应和蒸馏区域使得费托反应能够与由筛板塔盘或浮阀塔盘促进的传统蒸馏同时进行。在有孔的蒸汽通道装载管201中装填非均相催化剂206，促进了所需的与催化剂接触用于反应的蒸汽/液体平衡。塔盘结构是多通道圆盘和圆环蒸馏塔盘类型，该塔盘结构使得在正确的反应区域内液体和蒸汽均能够接触催化剂。就现有技术中所选择的任何其它处理结构而言，这种硬件设备和真正的反应性蒸馏能力是不可能实现的。

上述结构是独特的并通过使用圆环塔盘区段上的凹陷-溢出塔盘（隔离盘，圈闭溢出塔盘，trap-outtray）204能够在催化剂区域之间进行侧线采出和泵周流。

塔盘结构和处理方法使得典型汽液平衡接触具有可调整的降液管底隙（downcomerclearance）205和溢流堰高度的每个塔盘，以平衡催化剂区域中所需要的压降。如果没有适当的压力平衡蒸汽通道和液体正常分布，这将是有问题的并导致差的反应速率和蒸馏不佳。

反应性蒸馏塔的区段1、3、5和8是用于分离反应产物和纯化所选择的最终产物的分馏段。这些区段可以是单一装填或多重装填的，或者塔盘化的区段。使用区段编号用于说明目的并且可以在塔内与装填的催化剂区段相关的任何设计结构中使用。这些区段也不限于如仅用于说明目的示出的每个塔的四个区段。例如，可以另外使用1、2、3、5、6、8、或更多个这样的区段。

区段2、4和7是含有装填在特定的塔盘/装填结构中的催化剂区段。取决于所选定的反应产物，各区段内所使用的催化剂可能不同。这些催化反应区段也不限于仅用于说明目的示出的每个塔的三个区段。例如，可以另外使用1、2、或4个这样的区段。

提供彼此相邻的独立反应区域和蒸馏区域确保了同时进行反应和蒸馏。提供与反应区域相邻的蒸馏区域使得能够有效分离反应的产物（即水和烃）。从反应区域连续并有效地去除水驱使反应的平衡有利于更进一步的产物（即水和烃类）而非反应物（即合成气）。

反应区域包含催化剂。蒸馏区域没有或者基本没有催化剂。蒸馏区域提供了塔内流体混合物的分离。通过从塔内任何一个蒸馏区域从塔内除去液体，可以取出特定切分点规格的馏分；从相同的反应塔的不同反应区域移出液体将提供具有不同的切分点规格的馏分。

在特别优选的实施方式中，塔包括蒸汽通道。在一个实施方式中，蒸汽向上穿过催化剂管内的空隙以及在外部塔盘空间上从底部向上穿过筛板类型塔盘或浮阀类型塔盘中的孔。这种在塔盘上的液体之下的蒸汽鼓泡引起主蒸汽/液接触/平衡用于蒸馏。

蒸汽通道优选的是有孔的。尽管其它形状也是可以的，蒸汽通道优选是圆柱形的，并沿着或基本上沿着塔的垂直长度，即塔的轴线运行。该塔可以包括水平地位于塔内的塔盘。塔优选包括多个这种塔盘，例如，3、4、5、6、7、8、9、10、11或12个（或更多个）。多个塔盘可以与蒸汽通道相交。在多个塔盘与蒸汽通道相交之处，塔盘在蒸汽通道内的区段对于流体是可透过的；在一个实施方式中，该区段可以包括金属丝网或筛板。这使得蒸汽能够通过丝网/筛板从一个塔盘区段上升至另一个。多个塔盘中的每一个塔盘可以包括在塔盘和蒸汽通道之间相交处的溢流堰。溢流堰的高度决定了在特定的塔盘上保留多少液体。任何过量的液体将溢过溢流堰，并且进入蒸汽通道。

可以根据需要调整溢流堰的高度。溢流堰的高度取决于在特定的塔盘上需要多少保留的液体-需要的液体越多（从而液体高度越高），溢流堰的高度越高。液体的高度是流体的静态高度，任何蒸汽必须通过它以到达塔盘的蒸汽空间并最终到达塔的顶部。液体的高度越高，由蒸汽鼓泡并推动穿过液体所需的压力差越大。因此，通过调节堰的高度，操作者可设置特定塔盘的液体高度，从而促进流体从催化剂管向外的流动，同时促进通过塔盘的浮阀的蒸汽的正确流动，以及向上穿过催化剂管。

由溢流堰的高度决定了可调整的降液管底隙。通过手动设置将具有螺栓调节器的高度调节到使得在塔盘上能够有所需的液体高度的预先计算的高度，溢流堰的高度是可调的。液体高度是流体的静态高度，蒸汽必须通过该高度以到达塔盘的蒸汽空间并最终到达塔的顶部。液体高度越高，由蒸汽鼓泡并推动穿过液体所需的压力差越高，从而使得能够平衡压降。通过调节溢流堰的高度，设置液面水平以迫使流体从催化剂管向外流动同时促进蒸汽通过在开放塔盘区域上的筛板塔盘孔/浮阀塔盘孔以及向上通过催化剂管正确流动。

在操作中，特定塔盘上的液体是由以从上方的塔盘向下流动的其他液体进料的。这种向下流动是由来自回流冷凝器流到顶部塔盘上的液体进料引起的，该液体逐渐流向较低的塔盘。特定塔盘上的液体可能会溢流至蒸汽通道管内。任何液体溢流可以随后从设置于蒸汽通道管的底部处的狭槽处流出。一些液体可以流动通过设置在塔盘上的浮阀。

可以使用催化剂填充蒸汽通道内的多个塔盘的每一个区段（如果需要的话，尽管一些区段不能以催化剂填充）。筛板的金属丝网使催化剂保留在蒸汽通道中，但同时使得塔内的蒸汽能够上升。由于这种结构使得催化剂和反应物之间能够最佳接触，因此这种结构是特别有利的。

在蒸汽通道以外的区域内的多个塔盘的每一个可以具有使得蒸汽能够从每个塔盘的下方上升的浮阀。在操作中，液体将出现在塔盘上。因此，将从塔盘的下方上升并通过浮阀的蒸汽随后鼓泡通过留在塔盘上的液体。由于此结构使液体/蒸汽接触最大化，从而优化了蒸馏效率，因此它是特别有用的。

在一个优选的实施方式中，塔包括多通道圆盘和圆环蒸馏塔板。塔盘上的液体由来自上方塔盘的液体的向下流动进料。此向下流动起始于回流冷凝器流至顶部塔盘上。顶部塔盘上的液体溢流进入中心催化剂管并在管底部的狭槽处流出。可能有一些通过筛板/浮阀塔盘孔的液体的极小漏液通道（weeping）。液体随后从圆环塔盘流至外部溢流堰并向下流至圆盘塔盘上，在该处它再次流向中心催化剂管至更下方的下一个塔盘上，重复该过程。

因此，对于塔内任何特定的塔盘，在该塔盘上保留的液体由来自于其上方的塔盘的另外的向下流动的液体进料。此向下流动以从回流冷凝器（即由从塔顶流股（overheadstream）提取的蒸汽冷凝的）返回的液体起始，并进料至塔的顶部或顶部附近。任何给定的塔盘上的任何过量的液体随后可以溢流至中心催化剂管，并随后在管底部的狭槽处流出。一些液体可以通过在塔盘上的筛板/浮阀流出；但是，这可能不是液体向下流过塔的主要途径。液体随后减慢进入圆环塔盘。任何过量的液体可以随后越过外部溢流堰从圆环塔盘下降至圆盘塔盘。圆盘塔盘中的任何过量的液体可以随后流向中心催化剂管，从而逐步地向下流动至较低的塔盘。

本发明的塔以下列方式进一步使得能够将来自于塔的热量改进除去。被冷却的来自冷凝器的液体（如图3中的流股29）可回流返回至塔内（例如，在点31、32或33处），在塔内该液体随后可以从顶部塔盘向下流动。回流的液体也可以从蒸汽通道的一个或多个溢流堰溢出，从而在蒸汽通道中向下流动。由于这种结构可以在液体和蒸汽之间提供改进的接触，特别是它可以提供向下流动的液体和向上上升的蒸汽之间的逆流，因此这种结构是特别有利的。该结构的进一步的优势包括：确保在所有时间催化剂都是润湿的，并且由下流液体不断地除去由催化剂产生的任何反应热量。将反应的热量转移至下流液体也可能导致液体的沸腾；由于液体流过催化剂，因此在塔内任何给定塔盘处可以是恒定的温度下吸收在催化剂处产生的热量。本发明的一个特别有利的优势是，在从特定塔盘除去过量的热量导致温度低于该特定塔盘的液体的沸点的情况下，液体将吸收气化热（来自从该塔盘下方升起的任何蒸汽），使得液体沸腾。以这种方式，塔改进了蒸汽/液体接触平衡。另外，将催化剂暴露于液体和蒸汽流动有助于催化剂的清洗和活化。

因此，蒸汽通道和蒸馏区域（即无催化剂）以两种方式促进了热量去除：（1）来自冷凝器的被冷却的液体回流返回至塔内并促进塔内从顶部塔盘向下的液体流动。然而回流的液体从顶部溢流超过中央催化剂溢流堰管并在该催化剂管中向下流动。这使得在下流液体和上流蒸汽之间能够对流接触以及润湿催化剂。因此，反应的热量由下流液体吸收。（2）第二个机制是，由液体的接触性下流的沸腾进一步吸收热量。由于流过催化剂的液体在恒定的塔盘温度下吸收热量，并且吸收的热量应当多于液体沸腾所需的热量，因此液体将相变吸收汽化热并且它的一部分将沸腾。这进一步增加了蒸汽液体接触平衡并辅助清洗及活化催化剂。由于这种热去除现象，由较大的回流冷凝器除去反应的热量，同时由于反应热量辅助液体沸腾并将塔保持为蒸汽/液体平衡，因此再沸器通常小于所需。

因此，根据本发明，在反应物到产物的转化过程中产生的反应热量的大部分被用于使液体沸腾和促进适当的蒸汽/液体平衡用于蒸馏流体，意味着需要较少的外部热量。这可以允许小的再沸器。可以使用回流冷凝器除去任何过剩热量。

在一个优选的实施方式中，将以惰性球混合的催化剂装填至圆环中心管区段以促进正确的反应速率和热耗散速率。以保留催化剂不会下落通过塔盘孔的丝网筛板装备在管的底部。

可以以本领域中已知的任何方式在塔中装填催化剂。例如，这种装填包括（i）无规装填，可以使用特别的预制样式如环状的，如“拉西环（Raschig）”或“鲍尔环（Pall）”，或马鞍形状，如“Intallox”马鞍或（ii）结构化装填，如预制成如催化剂的波纹片或薄网（gauze）结构的催化剂，其随后以某种式样被装填入催化区域。可替代地，可以将催化剂的颗粒或细粒（particular）装填到金属丝或薄网“袜套（socks）”或封套内，其随后被装填到催化区域内。

在任何给定的塔盘中，装填到蒸汽通道内的催化剂可以与惰性材料（例如以球、珠的形状或其它规则或不规则形状）混合以便控制反应速率和/或散热速率。

在一个可替代实施方式中，可以使用均相液体催化。在一个实施方式中，用于在均相液体酸催化中使用的合适的催化剂是PTSA（对甲苯磺酸）。

液相催化剂可以溶解在反应混合物的液相中，从而液体催化剂也形成在塔的操作期间内流下蒸馏的液体流股的一部分。

然而，均相液体催化剂本身影响塔内液体的特性（如它的沸点温度）和其它物理性质（如表面张力、粘度和密度）。由于均相液体催化剂会影响其催化的反应的性质（与保留液体混合物性质不变的非均相催化剂直接对比），因此均相液体催化剂是有疑义的非“真”催化剂。因此，在一个实施方式中，可以明确排除将均相液体催化用于本发明，例如，在需要不影响塔内液体性质之处。

如果使用均相液体催化，可以以塔盘区段或装填区段替换区段2、4和7以促进另外的分馏。在这种情况下，在反应性塔的顶部，均相催化剂的沸点将高于轻沸腾产物的沸点并且可以在流股12中进料该催化剂。作为处理的一部分，将废催化剂中和至塔底产物流股47。

塔顶蒸汽以流股21离开反应性蒸馏塔并且进入塔顶冷凝器22。该冷凝器将塔顶馏出物气体冷凝为液体并且将不可冷凝性气体保留为气体状态并经由流股25离开。

流股26包含轻馏分产物、不可冷凝性气体如惰性氮气、二氧化碳和未反应的一氧化碳。通过数个处理步骤进一步处理流股26以提取液化石油气（LPG）、原料烯烃、燃料气体和用于再循环的未反应的CO。

冷凝的液体流股与溶解的轻馏分和气体在重力两相流动下，经由流股25离开冷凝器，进入回流鼓27。

可以在流股23中使用去矿物质（软化）冷却水、传热流体如道氏热载体（Dowtherm）、锅炉补给水或类似的冷却介质作为冷却剂以冷凝该热的工艺蒸汽。取决于所选择的工艺条件，可以直接或间接地加热或汽化该冷却介质以形成在100kPag至6000kPag压力范围内的出口蒸汽。

以堰板装备回流鼓27以促进不混溶的水和烃类液体相的连续分离。可以以凝聚垫装备此容器以提高液体相分离效率。取决于生产设备，经由流股28将水输送到水处理装置用于反应后处理（work-up），再使用或处置。

烃相的一部分，流股29，被循环回到反应性蒸馏塔作为回流。可以在反应性蒸馏塔内的任何分馏区段或装填区段之上、之内或之下的单个或多个进料点处将该回流再循环回到蒸馏塔内。示出顶部三流股31至33仅供图示说明的目的。

将流股29的剩余部分作为流股30离开，流股30包含在轻石脑油或汽油范围内的轻烃产物。在下游精炼区段中需要最少的进一步反应后处理。该产物可以是具有83至98RON的辛烷值范围的汽车用汽油，并且主要在C5至C8碳原子数范围内。然而，该碳原子数的范围和所提取的特定产物依赖于反应塔的操作参数和催化剂规格。

可以从反应性蒸馏塔内任何区段取出单个或多个侧馏分，并作为碳范围和断裂控制二者的方法。示出了侧线采出流股34至36仅供图示说明的目的。

烃产物的主体被作为侧流股取出，并包含在C₆至C₉烃范围内的白色油状中间馏分以及主要在C₇至C₁₀范围内的汽油。这主要是柴油和航空燃料范围的产品，在下游精炼区段中需要进一步的产品反应后处理。通常地，这些产品是具有<100ppm的超低硫含量的汽车级柴油。取决于塔和侧线汽提塔的结构，以及操作和催化剂参数，它可以以粗切分或最终产品规格，作为下列产品的任何一项被提取：

-照明煤油–这可以以最终产品规格提供，并且可以用于家庭照明。在本领域中还已知照明煤油作为家庭用石蜡烃、石蜡油或灯油。

-动力煤油-这是类似于照明煤油的石蜡烃级别，但可能具有略高的燃烧值。动力煤油通常可用于家用器具或农业设备以驱动发动机。

-JetA1规格航空燃料-这是飞机燃料，并且可以以最终产品规格提供。

-海洋级（船用级）柴油和/或柴油燃料舱-这些燃料可以包括用于船舶发动机的高硫船用柴油等级。这些燃料还可以进一步包括较普通柴油更重的烃，这种烃更接近于蜡的范围。

-中间和重石脑油-通常地，这些不是最终产品而是在精炼厂（精炼装置）使用的中间混合产品，用于与其它产品或中间体混合以获得具有特定燃烧性质的某些最终产品。

-轻燃料油-通常工业上使用用于驱动锅炉、燃烧器系统和发电单元，并且也可以用于驱动船舶发动机。

流股39是可以用于将经反应的液体泵送环绕反应区段，用于提高反应转化率或主要是用于除热或加热的泵周流（pumparoundstream）。因此与入口流股39相比，出口流股37可以处于较高或较低的温度或不同的汽化状态下，并且将相应地调整反应区域液体和蒸汽运行以促进反应区域附近的碳原子数控制和热平衡控制。

本发明可以供应一个以上的泵周流39，并且这些流股可以定位于反应性蒸馏塔的不同区段。对于控制反应性蒸馏塔的特定区段的温度，泵周流（也可以定义为侧线采出线路）特别有用。通过在特定的催化剂区段或填料床中提供另外的加热或冷却，本发明使得操作人员能够控制一个特定区域内的反应动力学不同于另一个区域，以便促进特定的碳原子数的增长。先前的反应器设计不能使操作人员能够进行这种具体控制。

取决于所选择的热量去除/增加的方法，流股38和40可以是锅炉补给水、冷却水、传热流体或蒸汽。泵周热交换器，41，在100kPa至6000kPa的压力范围内促进直接或间接的蒸汽生产作为出口蒸汽。当在加热模式下之时，将在作为锅炉补给水循环利用的流股40中形成冷凝物。可以为塔的区段1-8的任何一个提供泵周流。

塔底流体经由流股43和47离开反应性蒸馏塔。

流股47被转移至精炼厂（精炼装置）区段用于进一步处理，并且通常包含重塔底产物如燃料油、蜡和焦油。

流股43用于再沸腾和蒸汽发生，经由流股42，驱动再沸器45中的蒸馏过程。再沸器通常是具有作为流股44的燃料气体输入和作为流股46的至大气的燃料气体输出的炉式再沸器。用于流股44的燃料气体可以源自以流股26离开的轻馏分燃料。

下列针对现有技术的改进是可应用的：

由于减少了磨损，填充在薄网（薄纱，gauze）金属丝袋内的催化剂几乎不倾向于湍流混合并产生更少的细粉。因此，由于在反应蒸馏室中以固定床和/或填充床提供任何催化剂可以防止加速的催化剂的磨损和/或细粉生成，它具有许多优点。

由于通过蒸馏的方法从反应区域内去除平衡限制性反应产物，提高了反应速率。费-托反应产生了烃类和水，由于水是平衡限制性产物，因此水的存在可以负面地影响反应速率。以反应器设计的所有现有技术设计，水产物留在反应混合物中从而负面地影响了反应动力学。换言之，使用现有设计，由于水留在反应/产物混合物中，水的形成和后成（subsequent）减慢了反应。另一方面，使用本设计，水作为冷凝液从反应性蒸馏塔内除去和/或水通过蒸馏从塔内除去。与利用传统的设计可实现的反应相比，水的除去将平衡推动至有利于更多的产物，通过促进更快的反应从而对反应速率具有非常显著的影响。

本发明使得能够对在反应性蒸馏塔内发生的GTL反应精确控制。特别地，可以在多个位置处通过多个进料口将各种进料类型引入到塔内。因此，如果反应性蒸馏塔的特定区域具有在其中具有特定碳原子数或碳原子数范围的烃类产物，那么可以将另外的烃注入该区域中以影响形成的产物。例如，如果将较低碳原子数的烃注入具有较高碳原子数的烃的区段内，那么随后反应将被转移到有利于形成具有在这两种烃中间的碳原子数的产物。由于进料从反应器的一端进入而产物在另一端离开，因此使用先前的反应器设计对形成的烃类产物的碳原子数的这种控制是不可能的；由于进料和产物的混合物前进通过先前的反应器设计，因此产物的碳链保持增长，并且不可能对碳链长度精确控制。

根据本发明，在原理上，进料可以由三个路线进入催化剂区域。它们是：（1）作为从正被讨论的催化剂区域之下的蒸馏区域向上沸腾的蒸汽；（2）从正被讨论的催化剂区域之上的蒸馏区域向下回流的液体；和（3）经由一个或多个进料口直接注入催化剂区域的新鲜进料。（1）和（2）的碳原子数范围取决于在反应性蒸馏塔内分别对应于正被讨论的催化剂区域之下或之上发生的特定反应。然而，可以由操作人员确定进料（3）的碳原子数，并且可以小于、相同于、或大于催化剂区域中存在的产物的碳原子数。

例如，在约300°C操作的催化剂区域可以具有从上方回流的C₈烃，和从下方沸腾的C₁₀烃。根据本发明，进料输入可以包括具有任何碳原子数的烃。比如，如果需要的话，可以将C₄烃注入催化剂区域内，并且这将会降低和/或稀释正被讨论的催化剂区域内的产物的碳原子数范围，从而使得能够对最后的终产物的碳原子数进行控制。

操作线L/V原理对蒸馏领域的技术人员是很好理解的。在分馏塔内通常调整回流比率和液体向下通量以提高分离效率。在本发明中，这作为内部循环机制并协助控制碳原子数。增加的回流将反应物再循环至反应区域并有助于增加的碳原子数。

根据本发明，可以以三种方式中的任何一种或多种调整回流比：

（1）通过调整进入冷凝器的冷却介质负荷（duty），例如，通过调整流过换热器的冷却水流动；

（2）通过调整冷凝器必须冷凝的工艺烃流股的流速，例如，通过旁路流动控制或部分冷凝；

（3）通过调整回流对馏出物的比率，例如，当使用总冷凝器时（即，其冷凝所有蒸汽）；可以相对于回流量来调整取出产物（即作为塔顶馏出物）的比率。

由于塔分馏同时反应，形成的较重化合物滴落出反应区域至塔内特定反应区域之下的较高温度的沸腾区域。由区段温度控制的区段提供碳原子数控制的有效方法，这在使用第一代至第四代费-托反应器设计的任何一个的随机碳原子数混合物中是不可能的。

在反应区域内通过流体的沸腾除去反应的放热。由于用于沸腾所需的汽化潜热有效地耗散了反应的热量，因此不需要传热管或激冷液体。同样，利用来自部分塔顶冷凝器的回流以去除常规分馏塔设计结构中的净热量。使用传热流体用于产生蒸汽和出口蒸汽。

这是在先前的和已知的反应器设计之上的改进，因为使用这些先前的设计，必须以传热管或类似的设备除去由反应产生的热量。利用由放热反应产生的任何热量提供了许多好处，包括除去对提供热量传递/去除装置的需要，并通过在反应蒸馏室中去除分别地加热流体以驱动蒸馏/分离过程的需要，提供用于本发明的效率增益。

由于在反应区域中原位利用反应的热量以沸腾并分流液体，在常规精炼装置区段中，这可能需要蒸汽再沸器和/或锅炉类再沸器，因此优化了整体工艺加热需求。

由于催化剂和分馏包装在催化剂区域内引起的分馏表面积增加的方法促进了气相/蒸汽相反应物和液相中间产物（中间的碳原子数）之间增加的流体接触。这引起进入催化剂的反应物和离开催化剂的产物的传质的改进。从而去除催化剂传质限制并显著提高反应动力学。

根据本发明，可以去除由塔内反应产生的热量，例如，目的在于控制温度、反应的速率，和/或塔内反应的产物的碳原子数。这种热量可用于驱动其它过程，或者可以用于产生蒸汽（其本身可用于驱动其它过程）。有各种方法以除去塔内所产生的热量。例如，可以在塔顶流股上配备顶部冷凝器以在该处冷却流体。由顶部冷凝器除去的热量可以直接用于产生蒸汽（通过将热量转移至水），或间接地，例如，通过将热量转移到其本身随后可以用于加热水的传热介质。可替代地，可以使用侧线采出线路从塔中除去热量；当侧线采出线路包括除热设备如热交换器时，可以通过将热量转移至水以产生蒸汽或间接地经由传热介质从塔内除去热量。

与第一代至第四代反应器设计相比，由于在反应性塔内的总保留时间增加，显著地通过了反应物和中间产物之间的总接触时间。

如由分馏温度曲线促进的，可以在不同的温度下操作塔的顶部区段和底部区段。这使得能够在蒸馏塔的不同温度区段中使用不同的催化剂类型。这是适合于在同时容纳了铁基和钴基催化剂设备的相同反应容器内、通过使用不同催化剂区域能够有效的碳原子数控制的唯一的反应器设计。这实现在其它反应器设计中不可能的碳原子数拆分（carbonnumbersplits）的准确控制。它也使得通过工艺操作参数如温度和压力的简单调节，能够调节碳原子数拆分。

使用许多步骤，以任何组合，可以控制塔的各个区段的温度，包括：调节侧线采出线路的流速和/或温度；调节进入塔的进料的温度和/或流速；调节回流的温度、回流比和/或流速；和/或调节塔底液体的沸腾速率和/或其蒸汽温度。在反应性蒸馏塔内调节温度为控制所形成的烃产物的碳原子数提供了有效的手段。

此外，使用侧线采出以提取特定馏分提供了使用已知的反应器设计之前不可能的两个优势。特别是，具有某些碳原子数（或碳原子数范围）的提取馏分，提供了获得处于需要很少或没有进一步处理、净化或蒸馏状态的烃产物的方法，从而可以消除对于后续密集处理步骤的需要。此外，从塔内取出特定馏分防止了该馏分的进一步反应，从而为防止形成具有大于提取馏分的碳原子数范围的烃类产物提供了有效手段。

因此，侧线采出可以提供在分馏塔内取出特定的产物或碳原子数馏分的机会。相反，使用先前的反应器设计，任何流体，包括反应物、中间产物和反应产物，保留在相同的反应器池中，因此不能防止碳链增长超过所需。本发明解决了这个问题，因为通过在碳链增长得过长之前经由侧线采出将烃产物提取出反应性蒸馏塔，操作人员可以防止烃产物链增长超过所需。可以将塔内的塔盘的沸点用作出现在该塔盘上的烃物质的指示。例如，如果特定塔盘的沸腾温度出现增加，可以指示该塔盘上的烃物质的平均碳原子数的增加。因此，根据本发明，可以调节侧线采出流速以防止重链或蜡的形成。

类似地，在独立催化剂区段中的氢化处理催化剂或酸基沸石催化剂使得在相同反应容器内能够进行氢化处理和乙烯转化成为更高的碳原子数。

因此，本发明也可以并入在根据本发明的反应性蒸馏塔内产生的任何烯属化合物和/或不饱和的烃类化合物的氢化处理，以生产饱和烃或石蜡烃（链烷烃，paraffins）。

如本文所使用的，术语石蜡烃（链烷烃，paraffins）可以意指饱和的或基本饱和的烃，如链烷烃（烷烃，alkanes），其通常只具有碳-碳单键。另外，如本文所使用的，术语“氢化处理（加氢处理，hydrotreating）”可以理解为包括任何将氢原子加成入不饱和烃类以使其饱和（或基本饱和的）的反应或方法。例如，烯烃或不饱和烃类包含碳-碳双键和/或碳-碳三键。通过断开碳-碳双键和/或碳-碳三键，并向各自的碳原子加氢，将这样的烯烃和不饱和烃类氢化处理（加氢处理），引起氢原子的增加。

甲烷裂解和氢化处理烯属/不饱和化合物为本发明提供了进一步的效率增益，由于将这样的过程合并入反应性蒸馏室中可以提供一种减少将天然气重整为合成气的能量需求的方法。甲烷主要裂解为乙烯，在反应性蒸馏塔催化剂区域内的平行反应中，乙烯进一步用作基本多官能性分子，通过FT反应机制，促进针对碳原子的构建单元（构建部分，buildingblocks）以用于烃链的增长。

术语多官能性的（multifunctional）可以用于描述包含反应性区域或键的分子，该区域或键促进进一步的反应。例如，醇具有-OH（羟基）基团。-OH的氧原子包含促进进一步的反应的自由电子对。类似地，烯烃具有C=C双键，C=C双键包含促进进一步的化学键形成的反应性。多官能性的（multifunctional）进一步意指分子内存在多于一个这样的反应性位点。例如，烯烃可以被认为具有两个这样的位点，其中C=C双键的两个碳原子的每一个都具有一个反应性位点。例如，当氢分子与烯烃反应时，它可以断开C=C双键，每一个氢原子与两个碳原子的每一个形成新的键。因为饱和烃或石蜡烃（链烷烃）不具有任何这样的反应性位点、或其中可以添加键的位点，所以它们可以被称为非官能性的（non-functional）。

在蒸馏塔内通过使甲烷经受升高的温度可以使甲烷裂解，从而分解甲烷。由于甲烷是通过热分解裂解的，因此催化剂是不必要的。

甲烷裂解可能涉及热分解形成元素碳和氢原子，或者作为它们的自由基的碳和氢。一旦骤冷这些原子和/或自由基，原子/自由基结合以直接形成乙炔和/或直接形成乙烯；由于它们的反应性，这些产物是极佳的用于链增长的分子。

可以通过具有加热装置（如将甲烷加热至适合裂解的温度的加热盘管（heatingcoils））的入口将甲烷进料入塔内。可以在塔的外部（例如，进料喷嘴）或内部设置这些入口和加热装置。在一个实施方式中，包括快速燃烧室和骤冷室（激冷室）的塔可以包括一个腔室；当热裂解的甲烷气体进入该腔室，或者可替代地当甲烷气体在该腔室中裂解后，液体（如回流液）可以通过分配器（分布器）下落至裂解的气体上以骤冷气体。因此，可以在塔内的腔室（如快速燃烧室和骤冷室）中进行裂解和骤冷（激冷）。

如果需要，可以在任何进料混合物中以任何比例混合惰性气体。出于多种原因，包括控制和/或减少与火灾和/或爆炸相关的风险，惰性气体可能是有用的。可替代地，在进料中使用这样的惰性气体可以有效地稀释进料，从而提供有效的手段以减少和/或控制反应热量。因此，如果必须降低温度和/或反应速率，这为操作人员提供了有用的方法。如本文所使用的，惰性气体应该被理解为是指不与本发明反应的其它成分和进料反应的任何气体，并且可包括气体如二氧化碳和/或氮气。

对于蒸馏领域的技术人员而言，用于产物去除的侧线采出是众所周知的。侧线采出的使用使得能够从反应区域中去除产物以防止过量的向下通量再循环以及相关联的碳原子数的增长。在第一代至第四代反应器设计中，这种通过原位分馏和温度控制的碳原子数控制的具体方法是不可能（实现）的。侧线采出线路可以包括增加或控制它周围流体的流动的装置，例如泵。

对于气相/蒸汽相进料反应物，将塔内的液体下降通量用作快速骤冷区域。该骤冷区域有效地容纳重整器合成气体以及来自裂解甲烷的乙炔。在该反应性蒸馏结构中不需要修改以容纳这种大范围的进料和反应机制。

合成气体作为进料导致作为费-托反应产物的水的形成。将水持续地沸腾并将其从分馏塔内的催化剂表面和催化反应区中汽提出去。这种蒸汽汽提有效地阻止在催化剂表面上的焦炭或碳沉积，并且是在第一代至第三代反应器设计之上的显著改进。

类似地，将释放出的水分馏至蒸馏塔的顶部并在局部冷凝器中使用烃冷凝。冷凝器出口上的回流鼓是有利于烃和含水液体相分离的倾析器型相分离容器。从容器中将水相去除并且仅回收烃相。这是在不可能仅将水从反应区域和内部循环流股中连续除去的当前技术的反应器设计之上的进一步改进。因此费-托反应区域也不倾向于形成不需要的逆向水煤气变换反应（reversewater-shiftreactions）。

使用先前的反应器设计（如第一代至第四代设计），作为FT过程的反应产物而形成的水残留在反应混合物中，由于高的水浓度降低反应速率从而负面地影响反应动力学。

在另一方面，在本发明中从反应介质中除去水（例如，通过使用回流鼓和基本上仅回流烃来分离水）对反应速率具有非常显著的影响，并且与常规反应器设计相比促进了更快的反应速率。

由于相比于常规的反应器设计提高了反应的转化速率，在该反应器的设计中形成较少的未反应产物。较少的未反应产物使得能够使用较小的和简化的外部循环流股并降低了重整器和氢气净化单元的容量要求和成本。

应当领会可以在权利要求的范围内修改本发明。

Claims (55)

1.一种用于氢和一氧化碳的混合物形成烃类的反应性蒸馏的装置，包括：

塔，包括至少一个包含催化剂区域和非催化剂区域的组合的蒸馏和反应区域；

所述催化剂区域包括位于所述塔内的有孔的蒸汽通道装载管，所述蒸汽通道装载管包括装载在所述管内的催化剂；和

塔盘结构，使得在所述催化剂区域内液体和气体均能够与所述催化剂接触，

进一步包括至少一个筛板塔盘和/或至少一个浮阀塔盘，

其中，每个塔盘包含堰，

其中，每个塔盘的所述堰具有限定在每个塔盘上保留的液体的最大液面高度的堰高度，并且其中所述堰高度是可调的，并且

其中，所述堰设置在蒸汽通道的内部和外部之间，构造成使得保留在每个塔盘上的过量的液体溢过所述堰，并且进入所述蒸汽通道装载管。

2.根据权利要求1所述的装置，包括2、3、4、5、6、7、8或更多个组合的蒸馏和反应区域。

3.根据权利要求1或2所述的装置，其中，所述有孔的蒸汽通道装载管基本上延所述塔的垂直轴延伸，并且被构造为蒸汽能够使所述有孔的蒸汽通道装载管上升，并且液体能够使所述有孔的蒸汽通道装载管下降。

4.根据权利要求1所述的装置，其中，非催化剂区域限定在所述塔内部并在所述有孔的蒸汽通道装载管外部的空间。

5.根据权利要求1所述的装置，其中，所述塔盘结构包括至少一个圆盘塔盘和至少一个圆环塔盘。

6.根据权利要求5所述的装置，其中，所述圆环塔盘包含凹陷-溢出塔盘。

7.根据权利要求5或6所述的装置，其中，所述圆环塔盘包含外部溢流堰。

8.根据权利要求1所述的装置，其中，每个塔盘的外部空间包括在每个塔盘内的孔。

9.根据权利要求1所述的装置，其中，所述有孔的蒸汽通道装载管的底部包含金属丝网或筛。

10.根据权利要求1所述的装置，进一步包括中心催化剂堰管。

11.根据权利要求1所述的装置，其中，非催化剂区域和所述有孔的蒸汽通道装载管的直径是可控的以促进特定的热去除和反应的热量控制。

12.根据权利要求1所述的装置，进一步包括用于将蒸汽从所述塔的顶部引导至适合于将从所述塔的顶部引导的蒸汽冷凝或部分冷凝的回流冷凝器的装置。

13.根据权利要求1所述的装置，进一步包括适合于加热塔内流体的再沸器。

14.一种用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃类的方法，包括在根据权利要求1至13中任一项所述的装置内，在升高的温度和压力下将氢和一氧化碳与合适的催化剂接触而反应。

15.根据权利要求14所述的方法，进一步包括在反应性蒸馏室中加热甲烷以提供裂解的甲烷，并骤冷所述裂解的甲烷。

16.根据权利要求14所述的方法，进一步包括在反应性蒸馏室中氢化处理氢和一氧化碳之间的反应的产物和/或所述裂解的甲烷的骤冷的产物。

17.根据权利要求14所述的方法，其中，用于使氢和一氧化碳反应的所述催化剂是Ti、V、Cr、Mn、Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo、Ta和W的过渡金属催化剂，Ru、Rh、Pd、Ag、Re、Os、Ir、Pt、Au、Hg和Tl的贵金属催化剂，沸石催化剂，或是包括PTSA的均相液体酸催化剂。

18.根据权利要求16所述的方法，其中，使用氢化处理催化剂进行氢化处理步骤。

19.根据权利要求15所述的方法，其中，在快速燃烧和骤冷室中进行甲烷裂解步骤。

20.根据权利要求14所述的方法，其中，用于使所述氢和一氧化碳反应的所述催化剂是钴基催化剂或铁基催化剂。

21.根据权利要求14所述的方法，其中，在1kPa至10000kPa的范围内的压力下进行所述反应，其中所述压力为绝对压力。

22.根据权利要求14所述的方法，其中，在1000kPa至4000kPa的压力下进行所述反应，其中所述压力为绝对压力。

23.根据权利要求14所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第一催化剂的存在下，在20℃至850℃的范围内的温度下操作所述塔的第一段。

24.根据权利要求14所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第一催化剂的存在下，在100℃至350℃的温度下操作所述塔的第一段。

25.根据权利要求23所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第二催化剂的存在下，在20℃至850℃的范围内的温度下操作所述塔的第二段。

26.根据权利要求23所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第二催化剂的存在下，在100℃至350℃的温度下操作所述塔的第二段。

27.根据权利要求25所述的方法，其中，所述第一段中的温度与所述第二段中的温度不同。

28.根据权利要求25所述的方法，其中，用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第一催化剂与用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第二催化剂不同。

29.根据权利要求23所述的方法，其中，所述第一段中的所述温度是从200至300℃并且用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第一催化剂是铁基催化剂。

30.根据权利要求25所述的方法，其中，所述第二段中的所述温度是从300至400℃并且用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第二催化剂是钴基催化剂。

31.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：控制反应性蒸馏回流比率以控制由所述反应产生的每种烃的碳原子数和比例。

32.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：使用在所述反应中产生的蒸汽从所述催化剂中除去杂质以提高所述催化剂寿命。

33.根据权利要求14所述的方法，其中，在反应性蒸馏塔内使用由所述反应所产生的放出热量以加热和/或煮沸流体。

34.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：从设置在反应性蒸馏塔上的一个或多个侧线采出、塔顶流股和/或底部流股中除去馏分以防止所述馏分进一步反应。

35.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：氢化处理由氢与不饱和烃的反应产生的不饱和烃类化合物以生产饱和烃或石蜡烃。

36.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：氢化处理由氢与烯烃的反应产生的烯烃化合物以生产饱和烃或石蜡烃。

37.根据权利要求35所述的方法，其中，使用均相/非均相液相超强酸氢化处理催化剂进行氢化处理步骤。

38.根据权利要求14所述的方法，其中，用于所述一氧化碳和氢气的所述反应的所述催化剂是固体非均相催化剂或均相液相酸催化剂。

39.根据权利要求14所述的方法，其中，在反应性蒸馏塔内，将用于所述一氧化碳和氢气与不同链长的烃的反应的所述催化剂在固定床和/或填充床内提供，或者在液体混合物中。

40.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：使用至少一个侧线采出线从反应性蒸馏塔中取出流体，其中，所述至少一个侧线采出线进一步包括在反应性蒸馏塔内加热和/或冷却取出的流体以控制温度的装置。

41.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：使用至少一个侧线采出线从反应性蒸馏塔中的第一位置处取出流体，并将取出的流体返回至所述蒸馏塔中的第二位置，其中，所述第一位置和第二位置是相同的或不同的。

42.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：将在反应性蒸馏塔内产生的烃分离为一个或多个馏分，并从设置在所述反应性蒸馏塔上的一个或多个侧线采出、塔顶流股、和/或底部流股中除去馏分。

43.根据权利要求14所述的方法，包括：向反应性蒸馏塔提供一个或多个进料流股，其中，经由所述一个或多个进料流股将烃注入所述塔内，并且其中，所注入的烃具有的碳链长度短于、相同于或长于所述塔内产生的烃的碳链长度。

44.根据权利要求43所述的方法，其中，以液态、气态、和/或它们的混合物提供用于在所述反应性蒸馏塔内反应的进料，包括下列一种或多种：

a.天然气；

b.合成气，包含一氧化碳和氢气；

c.裂解的甲烷气体，包含具有C₂至C₂₀的碳原子数范围的多官能化不饱和的化学物质；

d.惰性气体；以及

e.氢气。

45.根据权利要求43所述的方法，其中，以液态、气态、和/或它们的混合物提供用于在所述反应性蒸馏塔内反应的进料，包括下列一种或多种：

a.天然气，包含含有75wt％至100wt％的甲烷；

b.合成气，包含一氧化碳和氢气；

c.裂解的甲烷气体，包含乙炔和/或具有C₂至C₂₀的碳原子数范围的多官能化烯烃；

d.惰性气体，包含氮气和/或二氧化碳；以及

e.氢气。

46.根据权利要求43所述的方法，其中，以液态、气态、和/或它们的混合物提供用于在所述反应性蒸馏塔内反应的进料，包括下列一种或多种：

a.天然气，不含硫化氢和/或含硫化合物；

b.合成气，包含一氧化碳和氢气；

c.裂解的甲烷气体，包含乙炔和/或具有C₂至C₂₀的碳原子数范围的多官能化烯烃；

d.惰性气体，包含氮气和/或二氧化碳；以及

e.氢气。

47.根据权利要求14所述的方法，其中，从所述塔中将由所述反应产生的烃作为一个或多个馏分去除，并且其中所述馏分是下列的一种或多种：

a.具有在C₅至C₁₄范围内的碳原子数的汽车燃料；

b.煤油，适合用于提供照明或作为燃料；

c.航空燃料；

d.重燃料；

e.石蜡烃族、芳族和/或烯属化合物；

f.燃料气体和/或非冷凝性轻馏分气体，包含在C₁至C₅范围内的碳原子数；

g.液化石油气，具有在C₃至C₅范围内的碳原子数。

48.根据权利要求14所述的方法，其中，从所述塔中将由所述反应产生的烃作为一个或多个馏分去除，并且其中所述馏分是下列的一种或多种：

a.具有在C₅至C₁₄范围内的碳原子数的汽车燃料，其中所述汽车燃料是石脑油、汽油和/或柴油；

b.煤油，适合用于提供照明或作为燃料；

c.航空燃料；

d.重燃料，其中，所述重燃料是具有在C₁₀至C₃₀范围内的碳原子数的船用燃料、燃料仓燃料油、锅炉燃料、焦油、沥青或蜡；

e.石蜡烃族、芳族和/或烯属化合物，其具有在C₂至C₁₀的碳原子数范围内的碳原子数；

f.燃料气体和/或非冷凝性轻馏分气体，包含在C₁至C₅范围内的碳原子数；

g.液化石油气，具有在C₃至C₅范围内的碳原子数。

49.根据权利要求14所述的方法，进一步包括在反应性蒸馏塔内通过以下步骤的任何一项或多项控制温度的步骤：

调节侧线采出线的流速和/或温度；

调节进入所述塔的进料的温度和/或流速；

调节回流的温度、回流比率和/或流速；

调节塔底流体的沸腾速率和/或其蒸汽温度。

50.根据权利要求14所述的方法，进一步包括控制烃的碳链的生长的步骤，包括下列步骤中的任何一个或多个：

调节所述塔的温度；

调节所述塔的压力；和

调节回流的温度、回流比率和/或流速。

51.根据权利要求14所述的方法，其中，将从反应性蒸馏塔内除去的热量用于产生具有从100kPag至6000kPag的压力的蒸汽。

52.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：将在塔顶冷凝器中冷凝的流体相分离为由所述反应产生的水和烃。

53.根据权利要求14所述的方法，进一步包括：将在塔顶冷凝器中冷凝的流体相分离为由所述反应产生的水和烃，其中，通过倾析进行相分离。

54.根据权利要求48所述的方法，其中，所述石蜡烃族、芳族和/或烯属化合物包括乙烯、丙烯、和/或丁烯。

55.一种构造成执行根据权利要求14至54任一项限定的方法的蒸馏塔。