CN1938400B

CN1938400B - 烃的合成

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Publication number: CN1938400B
Application number: CN2005800089866A
Authority: CN
Inventors: 安德烈·彼得·斯泰恩伯格
Original assignee: Sasol Technology Pty Ltd
Current assignee: Sasol Technology Pty Ltd
Priority date: 2004-02-05
Filing date: 2005-02-03
Publication date: 2012-01-04
Anticipated expiration: 2025-02-03
Also published as: CN1938400A; ZA200606883B; WO2006033025A1; US20080027150A1; AU2005286113A1

Abstract

一种用于合成烃的方法，其包括将包含氢气、一氧化碳和二氧化碳的气态原料加料到二甲醚(DME)合成段，并在DME合成段中，将部分气态原料转化为DME产物和气体产物。从未反应的气态反应物和气体产物中分离出DME产物，以获得包含氢气和一氧化碳的尾气。将尾气加料到费-托烃合成段中，并且使氢气、一氧化碳和二氧化碳在费-托烃合成段中至少部分地进行催化反应，以形成烃。

Description

烃的合成

技术领域

本发明涉及烃的合成。具体地说，本发明涉及合成烃的方法。

背景技术

申请人了解GB 2092172，其描述了一种用于将合成气转化为含氧化合物(oxygenates)的改进的方法。具有H₂/CO摩尔比至少为0.5的合成气在第一阶段部分地转化为含氧化合物，具有这样的摩尔比或调整H₂/CO摩尔比至少为1.5之后的未转化的合成气在第二阶段，即低温费-托阶段，通过镍、钴或钌费-托催化剂转化为石蜡。申请人也了解GB2097382，其处理DME合成催化剂的老化，并且其提供一种包含共沉淀铬、铜和锌组分以及在38～538℃下通过接触含氧气体而可再生的酸性脱水组分的催化剂。GB 2097382进一步披露了一种方法，在该方法中，使用这种催化剂的DME合成段伴随有费-托合成气转化段。

发明内容

根据本发明，提供了一种合成烃的方法，该方法包括：

将包含氢气、一氧化碳和二氧化碳的气态原料进料到二甲醚(DME)合成段；

在DME合成段中，将部分气态原料转化为DME产物和气体产物；

从未反应的气态反应物和气态产物中分离出DME产物，以获得包含氢气和一氧化碳的尾气；

将尾气加料到费-托烃合成段；以及

使氢气、一氧化碳和二氧化碳在费-托烃合成段至少部分地进行催化反应，以形成烃。

费-托烃合成段可以为两相高温催化费-托烃合成段，因此在费-托烃合成段形成的烃在费-托烃合成段的操作压力和温度下为气态烃。

所述方法可以包括调整气态原料的组成，以使气态原料的合成气值(SN)在1.8～2.2之间，其中

SN = \frac{[H_{2}] - [{CO}_{2}]}{[CO] + [{CO}_{2}]}

并且其中，[H₂]、[CO]和[CO₂]分别为气态原料中的氢气、一氧化碳和二氧化碳的摩尔比。

优选的是，合成气值在1.85～2.15之间，更优选在1.9～2.1之间，例如大约为2。

调整所述气态原料的组成可以包括从气态原料中除去一些CO₂。因此，可向上调整合成气值。可以理解的是，该气态原料可从诸如天然气的含甲烷的气体中获得，或者其可从诸如煤的固体含碳材料中获得。当该气态原料从诸如煤的含碳材料中获得时，在该方法的优选实施方式中，希望从该气态原料中除去CO₂。但是，当从含甲烷的气体中获得气态原料时，也可以从气态原料中除去CO₂。

从所述气态原料中除去一些CO₂可以包括在吸收剂或溶剂、例如本菲尔德溶液(Benfield solution)中吸收CO₂。因此该方法还可以包括通过从溶剂中汽提CO₂而回收除去的CO₂。例如，这可通过使用汽提气和升高溶剂温度而实现。汽提气可用作费-托烃合成段的气态原料。

可替代的或另外，调整所述气态原料的组成可以包括向气态原料加入富H₂气体。

适当的富H₂气体可通过从费-托烃合成段的尾气中回收H₂而获得。这可通过使用变压吸附(PSA)或冷分离而实现。

适当的富H₂气体也可以通过使合成气体经过水煤气变换反应然后从该变换气体中除去CO₂而获得。加料到变换反应器中的适当的合成气可由DME合成段的气态原料、DEM或费-托合成段的尾气或任何其它适当的合成气源所提供。

向所述气态原料中加入富H₂气体可以包括在蒸汽重整阶段重整部分气态原料以产生富H₂的重整气，并将至少一些富H₂的重整气与加料到DME合成段的气态原料结合。

通常，利用费-托烃合成段的用于合成烃的设备包括加氢处理装置，其本身又依赖于产生用于加氢处理的H₂的蒸汽重整装置。有利的是，本发明的方法因此可以依赖这样的蒸汽重整装置，如果需要可以改进，也提供富H₂的重整气，如果需要，可以通过该富H₂的重整气调整气态原料的组成。

如上文所述，可从含甲烷的气体中获得所述气态原料。该气态原料的获得可以包括在重整阶段中在存在氧气和蒸汽的情况下重整含甲烷的气体。该重整阶段可以为自热重整阶段。优选的是，约0.2～约0.6、例如约0.4的低的蒸汽与碳的比率用于自热重整阶段。此外，所述重整阶段可以为催化或非催化部分氧化阶段，在该阶段中，通常使用的蒸汽与碳的比率为0.2或更小。

当从含甲烷的气体获得气态原料时，气态原料可以以约1.5～约2.3 之间的摩尔比包含氢气和一氧化碳。当从固体含碳材料中获得并依赖于气化阶段中固体含碳材料的气化作用而获得气态原料时，气态原料通常具有约0.4～约2.1之间的H₂/CO摩尔比，通常为约0.7～约2.0之间。

将部分气态原料转化为DME产物和气体产物通常包括使气态原料与可加强或促进甲醇合成和甲醇脱水反应的催化剂接触。DME合成段因此可包括甲醇反应器，以及随后的甲醇合成和甲醇脱水联合反应器。

含铜的催化剂通常用作甲醇催化剂。但适当的催化剂还包括含铜、氧化锌、氧化铬和/或氧化铝以及诸如氧化镁的其它可能的氧化材料的组合物。

甲醇脱水催化剂通常包含作为活性化合物的氧化铝或硅酸铝。

因此，DME产物通常包括DME和甲醇的混合物，例如DME与甲醇的摩尔比大约为1∶1。如果需要，DME产物可以进行精馏处理，以将DME产物恢复到所需纯度。但是，该处理通常包括在轻烯烃生产阶段中、在不增加DME产物中的DME浓度的情况下将DME产物转化为轻烯烃、例如C₂～C₄的烯烃。

该方法可以包括在DME合成段中回收来自DME合成段的部分尾气。通常，该回收比常规的只有用于DME生产的过程中遇到的回收少。因此，希望尾气回收与气态原料的适当的比例为约0∶1～约2∶1之间，优选大约为1∶1。

DME合成段可在确保DME合成段中的CO+CO₂的总转化率在约20％～约80％之间的适当条件下进行。

因此，DME合成段可以在约50bar(g)～约100bar(g)的压力下、优选在大约100bar(g)的压力下进行。

DME合成段的尾气通常包括未反应的氢气、未反应的一氧化碳、二氧化碳和其它可能的气体产物。有利的是，一氧化碳、二氧化碳和氢气可在费-托烃合成段中被转化为有用的烃。

可从费-托烃合成段提取气态烃和任何未反应的氢气、未反应的一氧化碳和CO₂，并可以分离为一种或多种冷凝液态烃流、反应水流和费-托烃合成段尾气。

所述方法通常包括在费-托烃合成段中回收一些费-托烃合成段尾气，以在费-托烃合成段中获得较高的CO+CO₂的总转化率。对于费-托烃合成段来说，CO+CO₂的总转化率可至少为80％，优选至少为85％。

费-托烃合成段尾气与加料到费-托烃合成段的DEM合成段的尾气的比例可为约2.5∶1～约1∶1.5，例如大约为2∶1。

费-托烃合成段可以在至少320℃的温度下进行。通常，费-托烃合成段在约320℃～约350℃、例如大约350℃的温度下操作，以及在约10bar～约50bar的操作压力下，即比DME合成段的操作电压低的操作压力、例如25bar下进行。

因此，费-托烃合成段为低链生长合成段，其通常采用两相流化床反应器，并且其在流化床反应器中不产生连续的液态烃产物相。

用于费-托烃合成段的费-托催化剂可以为铁催化剂，优选为改良的铁催化剂。可在活性和/或选择性上对该催化剂进行改进。

加料到费-托烃合成段的DME合成段尾气包括氢气、一氧化碳和二氧化碳，该尾气具有的合成气值(SN)在约1.85～约2.15之间，通常在约1.9～约2.1之间，例如大约为2。

在分离阶段中，该方法优选包括从费-托烃合成段尾气中分离出轻质烃、例如C₂～C₄的烃。这些轻质烃可在轻烯烃生产阶段中与DME产物一起转化为轻烯烃。

该方法可以包括处理来自费-托烃合成段的冷凝液态烃，以提供包括石脑油的轻质烃馏分，其可在轻烯烃生产阶段与DME产物一起转化为轻烯烃，并且提供柴油馏分。

分离设备可用于回收费-托烃合成段的C₂～C₄的轻烯烃。轻烯烃生产阶段的C₂-C₄的轻烯烃可以使用与用于回收费-托合成生产的C₂～C₄的轻烯烃的相同的分离设备进行回收。

该方法可以包括柴油加氢处理阶段，以从一种或多种通过本发明的方法生产的柴油馏分生产高质量柴油发动机燃料。

在轻烯烃生产阶段中，DME产物和/或通过费-托烃合成段生产的冷凝液态烃的轻质烃馏分和/或费-托烃合成段尾气的轻质烃会转化为轻烯烃，诸如乙烯和丙烯。优选的是，诸如ZMS-5或分子筛催化剂、优选磷酸硅铝催化剂用于制备轻烯烃。适当的磷酸硅铝催化剂包括SAPO-5、SAPO-8、SAPO-11、SAPO-16、SAPO-17、SAPO-18、SAPO-20、SAPO-31、SAPO-34、SAPO-35、SAPO-36、SAPO-37、SAPO-40、SAPO-41、SAPO-42、SAPO-44、SAPO-47和SAPO-56、其含金属的形式及其混合物。

附图说明

图1显示了根据用于合成烃的本发明的方法得简单流程图。

具体实施方式

参考附图，将通过实施例对本发明进行描述，该附图示出了根据本发明用于合成烃的方法的简化流程图。

参考附图，附图标记10通常表示根据本发明用于合成烃、诸如费-托合成柴油以及诸如乙烯和丙烯的轻烯烃的方法。

方法10包括DME合成段12，其包括甲醇反应器14以及甲醇和DME联合反应器16。合成气进料管线18向换热器20进料，并从换热器20进入到其周围设置有旁路管线22的甲醇反应器14中。甲醇进料管线24连接甲醇反应器14与甲醇和DME反应器16。

未加工DME产物管线26从甲醇和DME反应器16分出，并在进入汽液分离器30之前经过换热器20和冷却器28。汽液分离器30设置有液体产物管线31和尾气管线36。液体产物管线31向设置有水排出管线32和DME产物管线34的分馏阶段33进料。

尾气循环线路38从尾气管线36分支，并在返回到合成气进料管线18之前经过压缩机40。

在进入高温费-托烃合成段44之前，尾气管线36经过可选的加热器42。气体产物管线46从合成段44通向洗涤柱48，并通过冷却器(未示出)从洗涤柱48通向三相分离器50。尾气管线64从分离器50分出。尾气循环线路65从尾气管线64分支，并在返回到进入到烃合成段44的尾气管线36之前经过压缩机67。

洗涤柱48设置有重油回收管线52和冷却器54。在由洗涤柱48的底部通向真空蒸馏阶段58的重油管线56中设置重油回收管线52。

反应水管线60、烃冷凝管线62和费-托烃合成段尾气管线64从分离器50导出。烃冷凝回流管线66设置在烃冷凝管线62中，并导回到洗涤柱48。

尾气管线64导入到冷却阶段68，并从其进入分离器70。尾气水冷凝管线72、尾气烃冷凝管线74和湿尾气管线76从分离器70分出。湿尾气管线76向干燥器78进料。从干燥器78，干燥尾气管线80在进入另一个分离器86之前经过可选的CO₂除去阶段81、换热器82和膨胀涡轮机84。干燥器78还设置有水排出管线88。

烃冷凝管线62和尾气烃冷凝管线74导向常压蒸馏阶段90。从常压蒸馏阶段90，轻质烃馏分管线92和柴油馏分管线94分别导向轻烯烃生产阶段96和柴油加氢处理阶段98。真空蒸馏阶段58的柴油馏分管线100也向柴油加氢处理阶段98进料。柴油产物管线102从柴油加氢处理阶段98分出，重油产物管线104从真空蒸馏阶段58分出。

轻质烃管线106从分离器86导向烯烃提纯阶段108，燃料气管线110从分离器86导出，经过换热器82。轻烯烃产物管线118从烯烃提纯阶段108导出。

常压蒸馏阶段90的轻质烃馏分管线92、分馏阶段33的DME产物管线34和烯烃提纯阶段108的石蜡和重质烃管线112向轻烯烃生产阶段96进料。水排出管线114和烯烃管线116从轻烯烃生产阶段96导出。轻烯烃生产阶段96导出的烯烃管线116在换热器82之前进入干燥尾气管线80。

使用中，将合成气值在1.8～2.2之间、例如大约2的合成气沿合成气进料管线18加料到甲醇反应器14，其中将例如15％的部分沿旁路管线22直接加料到甲醇和DME反应器16中。在进入反应器14或16之前，合成气在换热器20中被加热到大约200℃的温度。包含CO、CO₂和H₂的合成气通常在大约100bar(g)的压力下。

所述合成气可从天然气或固体含碳材料中获得。当从天然气中获得时，合成气通常可以通过使天然气在蒸汽与碳的比率较低的情况下经过部分氧化重整阶段或自热重整阶段以生产具有H₂∶CO比小于2.4的合成气而获得。如果需要，可以通过例如加入从蒸汽重整单元获得的富H₂气体调整合成气的组成，以使合成气值在1.8～2.2之间。

在甲醇反应器14中，该合成气与包含铜的催化剂接触以生产甲醇。然后该甲醇和未反应的合成气与旁路合成气一起通过甲醇进料管线24向甲醇和DME反应器16进料，以生成包含甲醇和DME及水的未加工DME产物。在甲醇和DME反应器16中，该甲醇和合成气混合物与甲醇催化剂和甲醇脱水催化剂接触，从而提供DME与甲醇的摩尔比约为1∶1的产物混合物。所述甲醇脱水催化剂通常为包含氧化铝或硅酸铝作为活性化合物的催化剂。

来自甲醇和DME反应器16的未加工的DME产物通过未加工的DME产物管线26导出反应器16，并且在进入被冷却然后向汽液分离器30进料的冷却器28之前，其通过换热器20以间接关系与合成气进料管线18中的合成气交换热量。

在汽液分离器30中，将液体反应产物从气态或未冷凝的产物以及未反应的反应物中分离出来，并沿管线31排出，任何未冷凝的组分作为尾气沿尾气管线36排出。将该液体反应产物进料到分馏阶段33，在该阶段中，将水从包含DME和甲醇的DME产物中分离出来。水沿水排出管线32排出。通过DME产物管线34排出DME产物。部分来自分离器30的尾气管线36中的尾气通过尾气循环线路38和压缩机40循环到合成气进料管线18。通常，尾气回收与合成气的比率大约为1.1∶1，使得DME合成段12中的CO+CO₂的总转化率大约为50％。

来自分离器30的未循环的尾气可选择地在进入高温费-托烃合成段44之前在加热器42中被加热。该尾气包含未反应的氢气、未反应的一氧化碳和二氧化碳，并且在进入烃合成段44之前不需要调整组成。该尾气还可以包含未冷凝的DME。优选的是，费-托烃合成段44在比DME合成段12低的压力下进行，这样使进料到合成段44的尾气不需要额外的压缩。

高温费-托烃合成段44通常包括在通常为约320℃～350℃的高费-托烃合成反应温度下操作的一个或多个两相流化床反应器。在这些流化床反应器中，一氧化碳、二氧化碳和氢气反应形成气态烃，其沿气体产物管线46从烃合成段44排出。用于烃合成段44的催化剂为改进的铁催化剂。高温费-托合成段的操作、诸如烃合成段44是本领域的技术人员已知的，对其将不进行详细地描述。

烃合成段44的气态烃进入到使用重油和来自分离器50的烃冷凝物作为洗液的洗涤柱48。重油通过可除去有来自烃合成段44的气态烃引入的热量的冷却器54循环。

经过洗涤柱48的气态烃通过气体产物管线46从洗涤柱48排出，并在进入分离器50之前在冷却器(未示出)中被冷却。在进入冷却器50之前，气态烃因而被冷却到约30℃～约80℃的温度之间，例如大约 70℃。在冷却器和分离器50中，反应水被冷凝，并且在分离后沿反应水管线60被排出。一些烃也被冷凝形成烃冷凝物，其沿烃冷凝物管线62排出。剩余的气态烃作为尾气沿尾气管线64从分离器50排出。

在费-托烃合成段44中，优选达到大约85％的进入阶段44的CO和CO₂转化为烃。为了实现这样的高转化率，部分来自分离器50的尾气管线64中的尾气通过尾气循环线路65和压缩机67回收。通常，费-托烃阶段44的尾气与DME合成段12、并进料到费-托烃合成段44的尾气的比率大约为2∶1。

在冷却阶段68中，来自分离器50的、未回收到烃合成段44的尾气通常被冷却到大约5℃。然后冷却的尾气通过尾气管线64进入分离器70。在分离器70中，冷却的尾气被分离为沿尾气含水冷凝物管线72排出的含水尾气冷凝物、沿尾气烃冷凝物管线74排出的尾气烃冷凝物和沿湿尾气管线76排出的湿尾气。

湿尾气在干燥器78中被干燥，并且通过干燥尾气管线80向换热器82进料，在经过膨胀涡轮机84之前在该换热器中进行进一步冷却(可使用其它的膨胀或冷却技术)，这会使干燥尾气的温度降至大约-80℃。如果需要，可使用本领域的技术人员已知的常规方法使干燥尾气首先通过可选的CO₂除去阶段81，以除去和回收来自尾气的CO₂。

来自膨胀涡轮机84的冷却干燥尾气向分离器86进料，其在该分离器中被分离为轻质液态烃，其主要包括沿轻烯烃管线106排出的轻烯烃和石蜡以及沿燃料气管线110排出的贫烃的尾气，其在干燥尾气管线80中以与干燥尾气间接热交换关系经过换热器82。也可以应用其它更复杂的热交换关系。

在烯烃提纯阶段108中，对轻质烃管线106中的轻质烃通过本领域的技术人员已知的分离方法进行进一步分离，以提供沿轻烯烃产物管线118排出的轻烯烃产物。通常，该轻烯烃产物包括乙烯、丙烯和丁烯。诸如C₂～C₄的石蜡和较重质的烃通过石蜡和重质烃管线112从烯烃提纯阶段108中排出。

来自三相分离器50的烃冷凝物和来自分离器70的尾气烃冷凝物通过管线62、74向常压蒸馏阶段90进料，烃冷凝物在该阶段中被蒸馏为各种所需的馏分。不同的是，来自洗涤柱48的重油通过重油管线56向真空蒸馏阶段58进料，重油在该阶段、在真空下被蒸馏为各种所需的馏分。

真空蒸馏阶段58产生的重油产物沿重油产物管线104排出，以进一步的处理和/或提纯，而柴油馏分沿柴油馏分管线100排出。常压蒸馏阶段90产生包括石脑油和其它轻质烃的轻质烃馏分，其沿轻质烃馏分管线92排出，而柴油馏分沿柴油馏分管线94排出。将真空蒸馏阶段58和常压蒸馏阶段90的柴油馏分加料到供应有氢气(未示出)的柴油加氢处理阶段98，以提供沿柴油产物管线102排出的柴油产物。

将DME产物管线34中的DME产物、轻质烃馏分管线92中的轻质烃馏分以及石蜡和重质烃管线112中的石蜡和重质烃作为原料进料到轻烯烃生产阶段96。该原料经过例如ZSM-5或SAPO-34的DME脱水催化剂。在该过程中，该原料被脱水，从而产生沿水排出管线114排出的水冷凝流，以及沿烯烃管线116排出的轻烯烃。该轻烯烃通常包括乙烯、丙烯和可能的丁烯以及少量的芳香烃，其通过烯烃管线116、经过换热器82、膨胀涡轮机84和分离器86，在沿轻烯烃产物管线118排出之前，加料到用于提纯的烯烃提纯阶段108。

有利的是，在DME合成段12与高温费-托烃合成段44之间存在有利的压力梯度。同样有利的是，由于高温费-托烃合成段44的存在，可以减少DME合成段尾气的回收，这意味着可以减小压缩机40的负载。换句话说，DME合成段12伴随高温费-托烃合成段44的事实意味着在DME合成段12所需的合成气转化率可以低于常规的只有DME的工厂所需的转化率，因为未转化的合成气可以在非平衡受限的费-托烃合成段44高度转化为有用的烃。如图所示，方法10的优点同样在于将尾气加料到高温费-托烃合成段44之前不需要调整DME合成段12的尾气，以及在DME合成段12中形成的任何CO₂在费-托烃合成段44都有活性。如图所示，方法10还允许DME与高温费-托石脑油的共处理以生产C₂～C₄的烯烃。如图所示，在方法10中，轻烯烃的产量也因此高于只有高温费-托烃合成的工厂的产量，并且同时与DME生产相关的主要费用也低于只有DME的工厂的主要费用。

实施例1

使用计算机模拟技术模拟只有DME的过程，以提出用于与本发明得到的改进进行比较的基本情况。

模拟的DME过程由冷却的甲醇反应器组成，该反应器伴随包含双功能催化剂床(即结合甲醇形成和甲醇脱水)和甲醇脱水催化剂床的绝热甲醇合成和脱水联合反应器。该过程在100bar的压力下进行。新合成气体的摩尔组成为66.2％的氢气、24.7％的一氧化碳、5.2％的二氧化碳和0.2％的水。其对应的合成气值为2.05。

回收的合成气体与新合成气体混和，并预热到225℃。将剩余的85％的预热流加料到甲醇反应器中之前，从预热流中分离出15％的预热流(形成旁路流)。将甲醇反应器的出口温度控制在274℃。来自甲醇反应器的流出物与旁路流混和，并将其加料到合成和脱水联合反应器中。来自合成和脱水联合反应器的流出物冷却到冷凝接近99％的水和甲醇以及20％的DME。将未冷凝的气体分离为回收流(93％)和净化流(7％)。回收流与新合成气体混和。净化流经过额外的冷却步骤，以除去所有的DME。

在回收率为2.9、单程H₂和CO的转化率为27.5％的情况下，实现了H₂和CO的总转化率84.4％以及CO和CO₂的总转化率87.7％。实现的甲醇产物与DME产物的质量比为1∶1.56。实际产量为最大可能产量的84％.。

实施例2

在说明本发明好处的比较例中，使用计算机模拟技术模拟一个过程，基于天然气的原料在该过程、在两相高温费-托反应段中被部分地转化为DME，尾气转化为烃。

除了自热重整器之外的典型的合成气组合物用作新合成气，即64.3％的氢气、28.6％的一氧化碳、3.3％的二氧化碳、2.3％的甲烷和1.5％的惰性气体的摩尔组成。从费-托合成段尾气(未示出)分离出具有55.3％的氢气、2.1％的一氧化碳、29.9％的甲烷、12.4％的惰性气体和0.3％的较重质的烃的摩尔组成的富氢气体。该富氢气体与新原料气混和以产生加入DME反应阶段的具有合成气值为2.03的原料。除了以反应物较低的总的转化率为目标，DME合成段的操作与实施例1中所述的相似。DME合成段在回收率为1.1、单程H₂和CO的转化率为28％的情况下进行。以这样的方式，在DME合成段，实现了H₂和CO以及 CO和CO₂的总转化率分别为50.2％和50.7％。

现DME合成段的尾气用作费-托合成段的原料，而不需要任何组成的调整。仍存在于DME合成段的尾气的DME经过费-托合成段。费-托合成段包括在25bar的压力和350℃的温度下操作的费-托反应器。处理费-托反应器的尾气，以回收烃和水。费-托尾气经过30～70℃的第一冷凝阶段，随后，将部分尾气回收到费-托反应器的入口，而剩余部分经过CO₂排出后，进一步在冷却分离单元进行冷却和分离，以回收轻质C2+烃。存在于来自费-托反应器的流出物的DME与费-托合成段的产物一起回收。富氢气体在冷却分离单元被分离，并用于调整新合成气体的合成气值至2.03。

费-托合成段在单程H₂和CO转化率为45.6％和回收率为2下进行。这导致费-托合成段的H₂和CO以及CO和CO₂的总转化率分别为85.7％和84.7％。

对于整个过程来说，H₂和CO的总转化率为96.7％，而CO和CO₂的转化率为92.5％。

甲醇∶DME∶烃的产物质量比为1∶2.14∶0.63。

该方法的实际产量为最大理论产量的91％。

Claims

1.一种用于合成烃的方法，该方法包括：

将包含氢气、一氧化碳和二氧化碳的气态原料加料到二甲醚(DME)合成段中，所述气态原料具有1.8～2.2之间的合成气值(SN)，其中

SN = \frac{[H_{2}] - [{CO}_{2}]}{[CO] + [{CO}_{2}]}

并且其中，[H₂]、[CO]和[CO₂]分别为所述气态原料中的氢气、一氧化碳和二氧化碳的摩尔比例；

在所述DME合成段中，将部分的气态原料转化为DME产物和气体产物；

从未反应的气态反应物和气体产物中分离所述DME产物，以获得包含氢气和一氧化碳及二氧化碳的尾气；

将来自DME合成段的部分尾气回收到DME合成段，尾气回收与气态原料的比在0∶1～2∶1之间；

将所述尾气加料到费-托烃合成段，其为两相高温催化费-托烃合成段；以及

使氢气、一氧化碳和二氧化碳在所述费-托烃合成段至少部分地进行催化反应，以形成烃，因此在费-托烃合成段形成的烃在费-托烃合成段的操作压力和温度下为气态烃。

2.如权利要求1所述的方法，其中，将部分气态原料转化为DME产物和气体产品包括使所述气态原料与可促进甲醇合成和甲醇脱水反应的催化剂接触。

3.如权利要求1所述的方法，其中，所述DME产物包括DME和甲醇的混合物，并且该方法包括在轻烯烃生产阶段将该DME产物转化为轻烯烃，而不增加所述DME产物中的DME浓度。

4.如权利要求1所述的方法，其中，DME合成段在50～100bar(g)之间的压力下、在可确保在该DME合成段中CO+CO₂的总转化率在20～80％之间的适当条件下操作。

5.如权利要求1所述的方法，其包括将一些所述费-托烃合成段尾气循环使用到费-托烃合成段，以在费-托烃合成段获得至少80％的高的CO+CO₂的总转化率。

6.如权利要求1所述的方法，其包括将一些费-托烃合成段尾气循环使用到该费-托烃合成段，循环使用费-托尾气与所述加到费-托烃合成段的DME合成段的尾气的比在2.5∶1～1∶1.5之间。

7.如权利要求3所述的方法，其包括，在分离段中，从所述费-托合成段中分离轻质烃，并在所述轻烯烃生产阶段将这些轻质烃与所述DME产物一起转化为具有2～4碳数的轻烯烃。

8.如权利要求3所述的方法，其中，合成段气态烃以及任何未反应的氢气、未反应的一氧化碳和CO₂从所述费-托烃合成段排出，并且分离为一种或多种冷凝液态烃流、反应水流和费-托烃合成段尾气，该方法进一步包括处理所述来自费-托烃合成段的冷凝液态烃，以提供包括石脑油的轻质烃馏分和柴油馏分，该轻质烃馏分与DEM产物一起，在所述轻烯烃生产阶段转化为轻烯烃。

9.如权利要求3所述的方法，其包括使用分离设备从所述费-托烃合成段回收C₂～C₄的轻烯烃，并且在其中，使用与用于回收费-托合成产生的C₂～C₄的轻烯烃的相同的分离设备回收所述轻烯烃生产阶段的C₂～C₄轻烯烃。

10.如权利要求1所述的方法，其中，两相高温催化费-托烃合成段使用铁催化剂。