CN1267527C - 使费－托法中371°+产量最大化的方法 - Google Patents

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Abstract

一种烃合成(HCS)方法，其中操作费-托反应器使371℃+沸腾馏分的选择性最大，同时将较低价值的产物(如轻气体(C1-C4)、石脑油和柴油)馏分产量达到最小。所发明的补偿催化剂失活的影响并使沸点在371℃+沸腾馏分选择性最大化的运行模式包括(a)减小气体进料速度以维持最佳CO转化率水平，(b)引入额外的活性催化剂直至达到最大负载，和(c)增加反应器温度直至生产率达到预定的停止水平。

Description

使费-托法中371°+产量最大化的方法
发明的领域
本发明涉及由烃合成(HCS)反应生产烃。更特别地，本发明涉及在费-托合成法中使沸点高于371°的烃的产量最大化的方法。
发明的背景
源自合成气(即一氧化碳和氢)的较高级的烃的催化生产(可以用反应式 代表，通常称为费-托法)已商业化使用了多年。典型的费-托法烃产物包括多种化学组分，包括含氧产物、烯烃、酯、链烷烃，其中许多在反应条件下是气体或液体。这些费-托法产物比传统精制方法产物相比具有基本不含硫、金属、含氮化合物和芳香族化合物的优点。
费-托法依赖于特殊催化剂。典型地，原来的费-托合成催化剂是第VIII族金属，特别是钴和铁，这种催化剂在该方法中一直被用来生产高级烃。随着技术的进步，这些催化剂变得更精细了，并且被起促进其催化活性的作用的其他金属增强了。这些助催化剂金属包括第VIII族金属(例如铂、钯、钌和铱)、其它过渡金属(例如铼和铪)以及碱金属。优选将费-托催化剂负载于选自周期表上第III、IV、V、VI和VIII族的无机难熔氧化物上。优选的载体包括二氧化硅、氧化铝、氧化硅-氧化铝，第IVB族氧化物，最优选二氧化钛，例如在美国专利5,128,377中所公开的那些。
制造费-托合成中使用的催化剂的特定金属或合金的选择在很大程度上取决于所希望得到的产物。更有价值的产物馏分在重链烷烃类蜡物质中，更具体而言在沸点高于371℃的产物中(典型地，将其称为371℃+产物)。一般将费-托法所得到的蜡主要通过氢化处理(例如加氢处理、加氢异构化和加氢裂化)催化转化成在汽油和柴油沸程内的低沸点链烷烃类烃。另外，由于高品质蜡的新市场的扩大，费-托法蜡本身作为最终产物的价值也增加了。
费-托催化剂的催化剂失活是一个长期以来一直存在的、已知会对工业生产率产生负面影响的问题，特别对于高活性催化剂尤其如此。催化剂的失活有多种原因，最引人注目的是由于少量的硫(其可能污染由天然气产生的合成气)引起的硫中毒，也可能由于金属颗粒的烧结或焦炭的形成或数种其他机理。反应器的生产率随着催化剂活性的下降而下降。生产率定义为所转化的一氧化碳的标准体积/催化剂体积/小时，并且可以表示为％CO转化。随着催化剂活性的下降，假如其它反应条件(如温度、气体时空速率(GHSV))保持恒定，则％CO转化下降。这对于所有类型的反应器都是成立的。
为补偿催化剂的失活，通常将生产装置切换到需要升温(TIR)模式，这时合成气进料速度保持恒定，反应器温度上升，从而将恒定CO转化率保持在最佳水平上。但是，增加反应器温度以保持生产率水平导致甲烷选择性的相应增加和更有价值的液态烃产量的减少。因此，在TIR模式下，反应速度因在高温下进行反应而增加，甲烷形成更容易。这种结果是不利的，因为甲烷并不是所希望的产物。而且，甲烷的产生伴随着整个产物构成倾向于较低沸点的物质(特别是C1-C4气体和石脑油)，而作为代价，较高沸点的更有价值液体产物(如柴油和蜡)则减少了。
因此，尽管工业操作中需要高生产率时，这种高生产率应在无更多甲烷生成的条件下达到，因为甲烷高产量引起更有价值高级液态烃产量降低。尽管能够得到高产率与低甲烷选择性的组合的选择性高活性催化剂的开发取得了进展，仍然需要克服催化剂失活并且达到更高产率、同时有利于更高价值的液态烃产物(优选C10+，更优选沸点在371℃以上的产物)的生产的改进气体转化方法。
因此，本发明提供了一种结合了高生产率和低甲烷选择性的、将合成气优先转化为液态烃产物的方法。
本发明的概述
在本发明的一个实现方案中，费-托反应器运行于将有价值的重质蜡产物的产量最大化、同时使价值较低的产物(例如轻气体(C1-C4)和石脑油馏分)产量最小化的条件下。这种方法的特征是C10+选择性高、优选C19+选择性高，从而使沸点高于371℃的物质优先生成。
据此，本发明提供了包括以下步骤的烃合成方法：a)使一氧化碳与氢在费-托反应器中、在活性费-托烃合成催化剂存在下反应，从而诱发在包括初始合成气进料速度(Fi)和初始反应温度(Ti)的初始反应条件下的具有预定的甲烷选择性的烃合成反应，其中选择初始反应条件以获得预定的目标％CO转化；和b)此后，随着时间的推移，在初始反应温度(Ti)下，通过将合成气进料速度从初始合成气进料速度降低至预定的最低合成气进料速度(Fmin)，以维持％CO转化。此后，任选地，在需要时通过将反应温度从初始反应温度提高至最大最终反应温度Tmax而调整温度以在最低的进料速度(Fmin)下，以维持目标％CO转化。最大最终反应温度Tmax是使甲烷选择性达到预定的最高水平的温度。
在另一实现方案中，在烃合成过程中的任一时刻，任选地将一部分至少已经部分失活的催化剂从反应器中除去，对其进行处理以恢复催化活性，并且作为新鲜催化剂重新加入反应器中。
在另一实现方案中，在将合成气进料速度降低之前，可以加入额外的活性催化剂直至达到最大的催化剂负荷，以将目标％CO转化保持在初始反应条件下的值。
本发明的详述
根据催化剂和反应条件的不同，费-托烃合成法可以生产多种各种材料。许多研究工作的焦点是开发能将高液态烃选择性和低甲烷选择性的催化剂。而催化剂的失活，特别高活性催化剂的失活，对于商业生产是不利的。在本发明中，新运行模式补偿催化剂失活的影响，保持高生产率和低甲烷选择性，从而有利于高价值液态产物的生产，并改进了总效率。本发明的方法的特征是高生产率和高C10+烃选择性，从而产生更大比例的高价值的沸点为371℃+范围内的产物。
如此处所描述的，费-托反应是在其选择使371℃+沸腾馏分材料的产量最大化、同时使较低价值的产物(如轻质气体(C1-C4)和石脑油)产量最小化的包括初始反应器温度和初始合成气进料速度的条件下启动的。按需要对该初始最佳反应条件随着时间的推移进行调整以维持最佳生产率和高液态烃选择性。为补偿催化剂失活引起的生产率下降，在保持温度恒定的同时减小气体进料速度以维持生产率。气体进料速度减少后可以将反应器在更高的温度下操作以进一步维持生产率。该更高的温度的选择使液态烃选择性优化到可能的程度，直到生产率降低到预定的停止水平。这种运行模式可以任选地结合新鲜催化剂的引入以补偿催化剂失活。
本发明的费-托烃合成法可以用料浆模式或固定床模式实现。从本发明中受益的费-托方法优选反应器操作于料浆模式的方法。在料浆模式下，催化剂是悬浮的并且可以自由移动，这与固定床相反，在固定床模式中催化剂在空间上是固定的。优选的料浆型方法可在如移动床体系或料浆反应器中实现。强迫CO/氢混合物通过包含料浆液体及精细分割催化剂(催化剂颗粒悬浮在液态烃中)的料浆以使CO/氢和催化剂充分接触从而启动并维持烃合成过程。
相对于固定床方法而言，料浆型方法的优点包括对费-托法反应过程中的放热控制更好，对催化剂活性通过所实施的循环、回收和恢复过程而控制更好。料浆法可以以分批模式运转，也可以连续模式运转。在连续运转时，全部料浆可以在系统中循环以较好地控制主要产物在体系的反应区中的驻留时间。
在高放热、三相料浆型费-托反应的实施中，料浆反应器是人们所熟知的。在其中实施此类三相烃合成方法的反应器有时称为鼓泡塔，并且已经被公开于例如US专利5,348,982中。在此类三相烃合成(HCS)方法中，将含H2和CO的混合物的合成气作为第三相向上鼓泡通过反应器中含液态烃和分散的固体催化剂颗粒的料浆。催化剂可以通过机械搅拌，固有的分散力，浮力驱动的流动，强制对流或其合而悬浮在反应器中。典型地，料浆的液相包含费-托反应的烃产物的混合物。料浆反应器的一个特别直得注意的特点是在合成过程中在反应器正在运行时可以加入催化剂和/或液体并且也可以取出催化剂/液体。
本发明所采用的催化剂可以是本体催化剂可以是被负载的催化剂。典型的催化剂是负载在氧化物(如二氧化硅、二氧化钛、氧化铝等)载体上的金属催化剂，优选Co，Ru或Fe或其它VIII族金属(最优选钴)。钴是优选的催化剂金属的原因在于其是达到本发明的目的、即起动所设计的产生具有较高比例的C10+链烷烃的费-托蜡产物所希望的。催化剂可以并且经常含有助催化剂(如Re、Pt、Zr、Hf等)。
在本发明的一个实现方案中，在料浆鼓泡塔反应器中装入其选择使所希望的生产率和对液态烃的选择性更容易的活性费-托催化剂。优选的催化剂是含钴催化剂。烃合成反应在费-托反应器中在压力150到700psia下进行。在起始运行模式下，反应条件包括其选择使费-托反应达到目标％CO转化的初始合成气进料速度和初始温度。
选定目标％CO转化以获得某一甲烷选择性，该转化率使对于所选择的特定的催化剂液态烃的生产达到最优化。优选的目标CO转化率可以是约20到98％，更优选约50到95％，最优选约70到90％。初始进料气体速度(F1)优选包括约10到50cm/秒、较优选约15到35cm/秒、最优选约17到30cm/秒的表观线性速度。起始费-托反应温度是对于所选定的特定的催化剂而言的较低温度，经常为180到220℃，优选约190到210℃，更优选195到215℃，最优选约200到210℃。与较高的反应温度所获得的相比，该较低反应温度产生了较高的371℃+选择性和较低的甲烷选择性。
经过一段时间之后，随着反应的进行和催化剂的退化，该方法不能够在初始反应条件下再维持目标％CO转化，反应器被切换为第二种运行模式。在第二种运行模式下，反应器进料速度逐步降低以便保持目标％CO转化，而反应器温度仍保持在初始反应温度下，这将液态烃选择性保持在初始的高水平上，这不同于以前在TIR模式下操作的、此时切换至高温运行以克服催化剂失活影响方法。在该第二种运行模式下，降低着的合成气进料速度趋近预定的最小值(优选不小于约7.0cm/秒至约8.5cm/秒)并且催化剂继续失活。再一次，随着反应的进行，在一段时间之后，该方法不再能保持目标％CO转化，第二种运行模式不再在商业上具有吸引力。
此时，反应器可被切换为第三种运行模式。在第三种运行模式中，反应器温度增加直至预定的最高最终温度以维持目标％CO转化，其中最终温度是甲烷选择性达到预定的停止水平的温度。在优选的实现方案中，最高最后温度为约232℃，更优选约227℃，最优选约221℃。反应器在第三种模式运行直至生产率降低到预定的停止水平。
在方法实施过程中的任何时刻，催化剂和液态烃都可从反应器中被转移出来并且将催化剂从液态烃中分离出来，留下干燥的、失活的催化剂。然后可以将这些失活的催化剂可根据本领域中已知方法进行处理以使其复原到催化剂的活性与其初始活性相似的新鲜状态。如此复原的催化剂可作为活性催化剂而被重新引入反应过程中去。
在另一实现方案中，如果在开始时催化剂的装填量没有达到最大值，在降低反应器进料速以延长保持初始反应条件下的目标％CO转化的过程之前，可以向运行中的反应器加入额外的活性催化剂以补偿催化剂的失活。这时，再一次，将较高分子量产物的选择性保持在初始的高水平上。
下述非限定性的实施例进一步解释了本发明。
实施例1：试验规模的鼓泡塔反应器在中温到高温下的运行
实施例1解释了其中的温度在运行期间按照典型的TIR规范而增的鼓泡塔反应器在运行期间的加工条件和产物产率。该鼓泡塔反应器标称直径为六英寸。费-托反应器中的烃合成反应在出口压力约290psia的条件下进行。含氢和一氧化碳的混合物的合成进料气进入反应器的进料线性速度约17cm/秒。H2∶CO的摩尔比是2.09。在90天的运行期间，通过将反应其温度从211℃增加至221℃而使CO转化(转化成烃产物的CO量)维持在约40至50％。甲烷选择性(每单位被转化的CO的量所产生的甲烷的量)从该运行运行期间开始时的约5％增加至90天运行的末尾的大于8.5％。相应地，371℃+沸腾馏分的重烃液体从41.4％(371℃+沸腾馏分的重量/转化的CO的量)显著降低到26.9％，如表1所示。
表1、中试规模的鼓泡塔反应器在中温到高温下的运行(TIR模式)
  加入合成气的天数   7.22   9.32   44.32   70.36   80.40
  表观进料速度(cm/秒)   17.1   17.0   17.0   17.3   17.5
  CO转化率(％)   49.85   49.58   42.89   48.55   42.67
  CH4选择性   4.99   4.97   5.98   7.39   8.52
  气体时空速率(升/小时)   11680   11620.727   11758   11744   12061
  反应器温度   211   211   211   221   221
  以重量％计的沸点分布
  C1   5.58％   5.52％   6.49％   8.13％   9.37％
  C2   0.63％   0.60％   0.58％   0.68％   0.77％
  C3-C4   4.88％   4.82％   4.47％   4.84％   5.54％
  C5-160℃   16.54％   16.03％   15.75％   19.12％   21.20％
  160℃-260℃   12.55％   12.14％   13.23％   12.49％   15.97％
  260℃-371℃   18.46％   18.98％   19.74％   20.84％   20.17％
  371℃-454℃   14.65％   14.94％   15.40％   15.01％   13.25％
  454℃-566℃   17.26％   16.80％   17.08％   14.08％   11.03％
  566℃+   9.45％   10.18％   7.25％   4.80％   2.69％
  总计   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％
  371℃+％总计   41.36％   41.92％   39.73％   33.90％   26.97％
  371℃+％C5+   46.52％   47.07％   44.80％   39.25％   32.00％
实施例2：中试规模的鼓泡塔在低温减速加料条件下的运行情况
实施例2解释了反应器温度按照本发明被保持在相对恒定的约210℃并且改变合成气线性进料速度的鼓泡塔反应器运行时的加工条件和产物产率。鼓泡塔反应器与实施例1种所描述的相同。反应在出口压力约425psia下进行。含一氧化碳和氢气的混合物的进料气体以线速度17.5cm/秒进入反应器。H2∶CO之比为2.13。在150天的运行中，CO转化被通过将进料速度由17.5cm/秒减少到8.3cm/秒而保持在70和85％之间。甲烷选择性在150天期间被保持在约4.5％的平均值上的相对恒定值上。相应地，371℃+沸腾馏分的重液体烃的产率也被保持在平均约45.9％的相对恒定值上，如表2所示。
                                   表2、中试规模的鼓泡塔反应器在
                              低反应器温度和减少的气体进料速度下的运行
  加入合成气的天数 14.47 25.47 37.47 64.67 91.47 115.47 151.47
  表观进料速度(cm/秒) 17.5 17.4 17.3 13.8 11 8.3 8.3
  CO转化率(％)   80.49   83.92   80.92   80.53   74.44   74.17   69.08
  CH4选择性   4.44   4.46   4.58   4.65   5.22   3.48   4.28
  气体时空速率(升/小时) 10080 10165 10130 8152 6643 4821 4776
  反应器温度   210   210   210   210   210   210   210
  以重量％计的沸点分布
  C1   5.20％   4.69％   4.80％   5.78％   5.53％   4.45％   4.96％
  C2   0.47％   0.38％   0.35％   0.46％   0.44％   1.14％   1.34％
  C3-C4   3.90％   4.50％   3.04％   3.71％   3.43％   8.54％   8.93％
  C5-160℃   18.26％   15.65％   17.24％   18.43％   14.15％   20.83％   21.77％
  160℃-260℃   9.15％   10.09％   9.78％   10.11％   9.77％   7.09％   8.08％
  260℃-371℃   17.81％   17.41％   17.82％   14.89％   16.49％   14.21％   13.00％
  371℃-454℃   16.07％   15.82％   15.88％   15.40   15.82％   13.42％   12.09％
  454℃-566℃   19.03％   19.48％   19.43％   19.89％   20.18％   18.14％   16.02％
  566℃+   10.10％   11.97％   11.65％   11.33％   14.19％   12.18％   13.80％
  总计   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％   100.00％
  371℃+％总计   45.21％   47.27％   46.96％   46.62％   50.18％   43.74％   41.92％
  371℃+％C5+   50.00％   52.27％   51.10％   51.77％   55.38％   50.93％   49.45％
结果表明，通过将反应器按本发明的方法运行，371℃+选择性明显增加。当以常规TIR模式运行时，随着总371℃+产物产率在90天运行中从41.4％降低到26.9％，以371℃+馏分为代表的总C5+产物的比例也从46.5％降低到32.0％。当按本发明的方法运行时，总371℃+产物产率在150天运行的开始的90天期间在45.2％到50.2％之间，这比TIR模式有了巨大的改进。然后，产率逐步下降到运行结束时的41.9％的最终水平(这一数值可与TIR模式所取得的最高初始水平相比较)。另外，在本发明的方法的条件下，在全部150天运行期间371℃+沸腾馏分占总C5+产物的49.5％到55.4％。

Claims (6)

1、一种将合成气转化为其至少50重量％为371℃+产物的液态烃的方法，其包括：
a)使一氧化碳与氢在包含钴的催化剂的存在下在运行于在料浆模式下的反应器中的费-托烃合成工艺中反应，从而诱发在包括180℃至220℃的初始反应温度、包括10至50cm/秒的表观线性速度的初始合成气进料速度以及150至700psia的压力的条件下其甲烷选择性不大于预定值的烃合成反应，所述起始反应条件的选择使反应达到20％至98％±5％的预定的目标％CO转化；和
b)此后随着时间的推移逐渐降低合成气进料速度至7至8.5cm/秒的最小表观线形速度并由此维持所述目标％CO转化。
2、根据权利要求1的方法，其中所述起始反应温度是190℃至210℃。
3、根据权利要求2的方法，其中所述目标％CO转化是50％至95％。
4、根据权利要求1的方法，其中所述起始合成气进料速度是17至30cm/秒的表观线形速度。
5、根据权利要求1的方法，其还包括下述步骤：
在步骤b)之后，将反应温度增加至221℃至232℃的最终反应温度以在所述最小合成气进料速度下维持所述目标％CO转化，其中所述最终反应温度是使所述甲烷选择性不大于所述预定最大值的温度。
6、根据权利要求1的方法，其中在所述烃合成反应期间，将至少部分已经至少部分失活的所述烃合成催化剂从所述反应器中移出，对其进行处理以恢复其催化活性，并作为活性催化剂重新引入反应器中。
CN02822999.1A 2001-11-20 2002-10-08 使费－托法中371°+产量最大化的方法 Expired - Fee Related CN1267527C (zh)

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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105219420B (zh) * 2015-10-20 2016-12-07 天津大学 一种用生物质全组分制备车用生物燃油的装置

Families Citing this family (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20050154069A1 (en) * 2004-01-13 2005-07-14 Syntroleum Corporation Fischer-Tropsch process in the presence of nitrogen contaminants
US7022742B2 (en) * 2004-04-08 2006-04-04 Syntroleum Corporation Process to control nitrogen-containing compounds in synthesis gas
JP5155147B2 (ja) 2005-03-16 2013-02-27 フュエルコア エルエルシー 合成炭化水素化合物を生成するためのシステム、方法、および組成物
KR100998083B1 (ko) * 2008-09-25 2010-12-16 한국화학연구원 피셔―트롭쉬 합성용 슬러리 반응에 의한 액체 탄화수소 화합물의 제조방법
PL403610A1 (pl) 2010-10-27 2014-02-17 Sasol Technology (Proprietary) Limited Dzialanie procesu w którym wykorzystuje sie katalizator ulegajacy dezaktywacji w miare uplywu czasu
CN107207969B (zh) * 2014-11-20 2019-05-07 沙索技术有限公司 费托合成
AU2016315399B2 (en) * 2015-09-04 2019-04-04 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Fischer-tropsch process
CN105148805B (zh) * 2015-10-15 2017-07-28 中国科学院山西煤炭化学研究所 一种适用于费托合成介质循环工艺的反应器及应用

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2271259A (en) * 1937-01-20 1942-01-27 American Lurgi Corp Process for synthesizing hydrocarbons
US2479999A (en) * 1945-05-28 1949-08-23 Phillips Petroleum Co Regeneration of catalysts used in the production of hydrocarbons from carbon monoxide and hydrogen
US2610200A (en) * 1946-05-15 1952-09-09 Phillips Petroleum Co Synthesis of hydrocarbons
GB676635A (en) * 1949-06-09 1952-07-30 Hydrocarbon Research Inc Improvements in or relating to hydrocarbon synthesis
US5545674A (en) * 1987-05-07 1996-08-13 Exxon Research And Engineering Company Surface supported cobalt catalysts, process utilizing these catalysts for the preparation of hydrocarbons from synthesis gas and process for the preparation of said catalysts
US5140050A (en) * 1988-11-23 1992-08-18 Exxon Research And Engineering Co. Titania catalysts, their preparation, and use in Fischer-Tropsch synthesis
US6284807B1 (en) * 1995-08-08 2001-09-04 Exxon Research And Engineering Company Slurry hydrocarbon synthesis process with increased catalyst life

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN105219420B (zh) * 2015-10-20 2016-12-07 天津大学 一种用生物质全组分制备车用生物燃油的装置

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