DE69519999T2

DE69519999T2 - Umwandlung von methanol zu benzin

Info

Publication number: DE69519999T2
Application number: DE69519999T
Authority: DE
Inventors: P. Van Dijk
Original assignee: Starchem Technologies Inc USA
Current assignee: Starchem Technologies Inc USA
Priority date: 1994-11-09
Filing date: 1995-11-07
Publication date: 2001-09-06
Anticipated expiration: 2015-11-08
Also published as: DE69519999D1; US5602289A; EP0790967B1; DK0790967T3; CA2204775A1; JPH10506668A; JP3732514B2; AU698582B2; EP0790967A1; NO972121D0; MY133693A; NO972121L; AU4281196A; WO1996015082A1; EP0790967A4

Description

GEBIET DER ERFINDUNG

Diese Erfindung betrifft ein Verfahren zum Umwandeln von Alkoxyverbindungen in Kohlenwasserstoffverbindungen, zumeist im Siedebereich von Benzin.

HINTERGRUND DER ERFINDUNG

Katalysatoren für die Umwandlung von Alkoxyverbindungen, wie beispielsweise Methanol und/oder Dimethylether, in Kohlenwasserstoffverbindungen von Benzinqualität sind seit den 1970ern bekannt. Verfahren zur Umwandlung von Erdgas und/oder Kohle in Methanol sind seit einem viel längeren Zeitraum bekannt.
Seit dem Hinzukommen eines Katalysators für die Umwandlung von Methanol in Benzin, wie offenbart durch verschiedene Patentschriften der Mobil Oil Corporation, erteilt zu Beginn der 1970er, ist weltweit nur eine kommerzielle Einrichtung, welche das Methanol-zu-Benzin-("MTG")-Verfahren mit einem MTG-Katalysator vom Mobil-Typ praktisch ausführt, zustande gekommen. Diese Einrichtung befindet sich in Neuseeland.
Konzipiert in den späten 1970em, als die Rohölpreise im Bereich von 30 $ - 40 $/Barrel waren - mit Aussichten auf noch weitere Preiserhöhungen - schien die Einrichtung in Neuseeland damals ökonomisch machbar zu sein. Wie man sie sich damals vorstellte und wie sie jetzt existiert, ist die Neuseeland-Anlage im Grunde eine Erdgas-zu-Methanol-Anlage (als vorderes Ende), gekoppelt mit einer Methanol-zu-Benzin-Anlage, die mit einem MTG-Katalysator in einer großen Anzahl von katalytischen Festbettreaktoren arbeitet, die parallel jeweils für einen einzigen Durchgang des Gasflusses angeordnet sind. Die Anordnung enthält fünf MTG-Reaktionsbehälter, von denen zu einer gegebenen Zeit vier arbeiten und einer für die Regenerierung oder den Austausch des MTG-Katalysators abgeschaltet ist.
Zwischen der Konzeption der Neuseeland-Anlage mit ihren begleitenden Verpflichtungen an Kapital- und Betriebskosten und der Zeit, in der die Anlage fertiggestellt und bereit für Prozeßarbeitsgänge war (bei einer Kapitalkostenverbindlichkeit von ungefähr 1,2 Milliarden $), fiel der weltweite Preis für Rohöl drastisch auf seine gegenwärtige Höhe von ungefähr 20 $/Barrel. Bei den heutigen Kosten für Rohöl ist Benzin, hergestellt aus Methanol durch ein Verfahren wie dem in der Neuseeland-Anlage gefolgten, im Vergleich zu aus Rohöl raffiniertem Benzin im Wettbewerb unwirtschaftlich. An erster Stelle ist die Herangehensweise von Neuseeland zu kostspielig bei der Umwandlung von Erdgas in Methanol. Der Erfinder hat, zusammen mit Lowell D. Fraley, in den US-Patentschriften 5177114 und 5245110 ein Verfahren der Umwandlung von Erdgas in Methanol mit viel niedrigeren erwarteten Kapitalkosten beschrieben. Jedoch ist, auch mit diesen erwarteten niedrigeren Kosten für Methanol, das Neuseeland- Verfahren der Umwandlung von Methanol in Benzin noch zu hoch bei den Kapitalkosten. Ein Hauptgrund, daß der Methanol-zu-Benzin-Teil der Neuseeland-Anlage unwirtschaftlich ist, liegt bei den Wärmeaustauschleistungen - sowohl bei Kapital- als auch bei Betriebskosten - die für den richtigen Betrieb eines Methanol-zu-Benzin-Katalysators (MTG-Katalysator) vom Mobil-Typ erforderlich sind. Für den richtigen Betrieb eines MTG-Katalysatörs hinsichtlich seiner Aktivität und seines Alterns muß er einer speziell gesteuerten Umgebung von Temperatur und Wasserkonzentration ausgesetzt werden, während er in Kontakt mit dem Methanol (oder anderen sauerstoffhaltigen Verbindungen) ist, das er in Kohlenwasserstoffe von Benzinqualität umwandelt. Wenn ein MTG-Katalysator einer zu niedrigen Temperatur ausgesetzt wird, ist er nicht aktiv oder hat eine derartig geringe katalytische Aktivität, daß er nicht von Interesse ist. Wird der MTG-Katalysator einer zu hohen Temperatur ausgesetzt, altert er so vorzeitig oder wird zerstört, so daß er für die Verwendung wirtschaftlich unpraktisch ist.
Dieses Problem der Temperaturempfindlichkeit eines MTG-Katalysators ist verbunden mit dem Problem, daß er die Anwesenheit von Wasser benötigt, um katalytisch aktiv zu sein. Zu wenig Wasser in seiner Anwesenheit und er ist inaktiv oder von derartig geringer Aktivität, daß er von geringem praktischen Interesse ist. Abhängig von der Temperatur, der er ausgesetzt wird, einer zu hohen Konzentration von Wasser, und der MTG-Katalysator altert so vorzeitig oder wird zerstört, so daß seine wirtschaftliche Verwendung unmachbar gemacht wird.
Diese mit der Verwendung eines MTG-Katalysators verbundenen Probleme der Temperatur- /Wasserempfindlichkeit werden weiterhin durch die Tatsache kompliziert, daß die Reaktion von Methanol (oder anderen sauerstoffhaltigen Verbindungen) zu Benzin, welche er katalysiert, schnell und in hohem Maße exotherm ist, wobei so ein hohes Maß von Wärmefreisetzung (d. h. Reaktionswärme) am Ort der gewünschten Reaktion verursacht wird. Wenn nicht durch, irgendwelche Mittel gemäßigt, würde ein Methanol- und/oder Dimethyletherausgangsmaterial, in Kontakt mit einem MTG-Katalysator bei 377ºC (710ºF) geführt, in Kontakt mit dem Katalysator reagieren, um ein Produktgas mit einer Temperatur von mehr als 1094ºC (2000ºF) zu erzeugen. Ein derartiger Temperaturanstieg innerhalb eines MTG- Reaktionsbehälters ist nicht akzeptabel. Auch kann die von der MTG-Reaktion freigesetzte Wärme nicht innerhalb akzeptabler Grenzen der Produktgasaustrittstemperatur - d. h. 388ºC (730ºF) bis 427ºC (800ºF) - durch direkte Wärmeaustauschverfahren gesteuert werden, weil die MTG-Reaktion zu schnell ist.
Der Bedarf an einem MTG-Katalysator für eine ausreichende, obwohl begrenzte, Einwirkung von Wasser, gekoppelt mit seinem Bedarf an der Einwirkung eines ausreichenden, obwohl begrenzten Temperaturbereichs, um ausreichend aktiv zu sein, gekoppelt mit der Tatsache, daß er eine schnelle und in hohem Maße exotherme Reaktion katalysiert, haben eine Anzahl von Verarbeitungskomplexitäten mit sich gebracht, die mit den Wärmeaustauschanforderungen verknüpft sind, die mit dem richtigen Betreiben eines Methanol-zu-Benzin-Verfahrens mit einem MTG-Katalysator verbunden sind.
Um sich den Anforderungen des MTG-Katalysators zur Einwirkung eines Temperaturbereichs anzupassen, bewirkt die Neuseeland-Anlage die Steuerung der Produktgastemperatur innerhalb der MTG- Katalysator-Behälter durch Rückführung der C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffnebenproduktgase, die verbleiben, nachdem die Reaktorproduktgase zur Entfernung ihres Gehalts an Kohlenwasserstoffprodukt von Benzinqualität von ihrer Reaktionstemperatur von ungefähr 427ºC (800ºC) auf ungefähr 38ºC (100ºF) heruntergekühlt sind. Um den Temperaturanstieg in der MTG-Reaktion auf weniger als ungefähr 38ºC (100ºF) zu begrenzen, wird dieses Umlaufverdünnungsgas in einer Menge, im Vergleich zu dem Methoxyzufuhrgas (Methanol, Dimethylether usw.), von ungefähr 12,4 mol Verdünnungsumlaufinittel/mol Methoxyäquivalent hinzugefügt. Für jeweils 1 Volumen Methoxyäquivalent, mit welchem es kombiniert wird, um das Ausgangsgas zu bilden, ist es daher notwendig, ungefähr 12,4 Volumina des zurückgeführten C&sub2;&submin;- und/oder C&sub3;&sbplus;-Verdünnungsgases von seiner Gewinnungstemperatur von ungefähr 38ºC (100ºF) auf die von einem MTG-Katalysator für ausreichende Aktivität geforderte Minimaltemperatur, welche ungefähr 344ºC (650ºF) und vorzugsweise ungefähr 371ºC (700ºC) beträgt, zu erwärmen. Dies bürdet eine gewaltige Wärmeaustauschbelastung auf, sowohl hinsichtlich des Herunterkühlens des Reaktorabflußgases (427ºC bis 38ºC) (800ºF bis 100ºF) für die Gewinnung des Benzinprodukts als auch des Wiedererwärmens des Umlaufgases (C&sub2;&submin;/C&sub3;&sbplus;) von 38ºC (100ºF) auf mindestens 344ºC (650ºF) und vorzugsweise 371ºC (700ºC). Für jedes erzeugte und gewonnene Volumen von Kohlenwasserstoffprodukt müssen ungefähr 71 Volumina Umlaufverdünnungsgas um ungefähr 316ºC (600ºF) erwärmt und später in adiabatischen Wärmeaustauscherinheiten durch Wärmeaustausch zuerst mit einem neuen Teil von kühlem Zufuhrgas und dann durch Kühlwasser oder ein Kühlmittel um ungefähr 371ºC (700ºC) heruntergekühlt werden.
In der Arbeitsweise von Neuseeland wird die Methoxyverbindung, im allgemeinen in der Form einer Gleichgewichtsmischung von Methanol, Dimethylether und Wasserdampf, mit einem C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffe enthaltendem Umlaufgas kombiniert, und der Methoxygehalt wird in einem einzigen Durchgang über einem MTG-Katalysator umgesetzt, wobei ein Produktgas von ungefähr 427ºC (800ºF) mit einem Wasserpartialdruck (als Dampf) von ungefähr 200 kPa (2 Atmosphären absolut (ata)) bei einem Produktgasdruck von ungefähr 2250 kPa (22,3 ata) hergestellt wird. Daher werden Wärmeaustauscharbeitsgänge, um Zufuhrgase aufzuwärmen und/oder Produktgas herunter zu kühlen, an Gasströmen bei einem Druck von ungefähr 2250 kPa (22,3 ata) ausgeführt.
Die MTG-Reaktionsgase werden von ihrer Reaktionstemperatur, TR, in zwei Wärmeaustauscharbeitsgängen auf ihre endgültige Abkühlungstemperatur, T&sub0;, gekühlt. Im ersten Arbeitsgang werden die Reaktionsgase indirekt mit Zufuhrgasen durch adiabatische Wärmeaustauscher wärmeausgetauscht, um zu verursachen, daß die Zufuhrgase sich von ihrer einheitlich verfügbaren Temperatur von ungefähr T&sub0; auf ihre Reaktoreinlaßtemperatur TI aufwärmen, indem eine Wärmemenge Q von den Reaktionsgasen auf sie übertragen wird, welche somit verursacht, daß die Reaktionsgase von ihrer Reaktionstemperatur TR auf ihre erste Abkühlungstemperatur Tx heruntergekühlt werden. Danach werden die Reaktionsgase schließlich von ihrer ersten Abkühlungstemperatur Tx durch entweder direkten oder indirekten Wärmeaustauschkontakt mit Kühlwasser auf die Temperatur zur Gewinnung der flüssigen Kohlenwasserstoffe, T&sub0;, gekühlt.
Für Zwecke des Diskutierens der mit der Arbeitsweise des Neuseeland-Verfahrens verknüpften Wärmeaustauschbelastung kann man annehmen, daß die spezifische Wärmekapazität eines Zufuhrgases ungefähr gleich der spezifischen Wärmekapazität des Reaktionsproduktgases, welches sich daraus ergibt, ist. Wenn unter diesen Umständen das Reaktionsproduktgas eine Wärmemenge Q abgibt, um einen neuen Teil von Zufuhrgas von T&sub0; auf TI aufzuwärmen, kühlt sich das Reaktionsgas auf eine Temperatur Tx = TR - (TI - T&sub0;) ab. Um schließlich das Reaktionsgas auf eine Temperatur T&sub0; zu kühlen, um seinen Gehalt an flüssigen Kohlenwasserstoffen zu gewinnen, ist die Wärmemenge, die aus dem Reaktionsproduktgas entfernt werden muß, diejenige zusätzliche Wärmemenge, die sich aus der Reaktionswärme der Alkoxyverbindung, aus welcher das Reaktionsgas erzeugt wurde, ergibt.
Im allgemeinen sind die adiabatischen Wärmeaustauscher, durch welche Zufuhrgas aufgewärmt wird, während Reaktionsproduktgas heruntergekühlt wird, 3-4 mal so teuer wie diejenigen Wärmeaustauscheinheiten, durch welche das Produktgas durch Wärmeaustausch mit Kühlwasser endgültig heruntergekühlt wird. Weiterhin ist die Dimensionierung jeder dieser Wärmeaustauscheinheiten, welche sehr wesentlich zu ihren Kosten beiträgt, direkt durch die Differenz der Temperatur, auf welche die Zufuhrgase aufzuwärmen sind, und der Temperatur, von der das Produktgas abzukühlen sind (ΔT), und den Druck (P) der Gase, die aufzuwärmen und abzukühlen sind, verursacht. Je größer der Temperaturunterschied (ΔT) und/oder je höher der Druck ist, desto wirksamer ist das Wärmeaustauschverfahren und desto kleiner kann die Größe des benötigten Wärmeaustauschers sein. Die relative Wärmeaustauschoberfläche (AR), die erforderlich ist, um diese Wärmemenge (Q) zu übertragen, ist im allgemeinen durch die Formel AR = Q (1/ΔT)(1/P)0,6 gegeben.
Es sind Vorschläge im Stand der Technik erschienen, die eine Verbesserung dieser gewaltigen Wärmeaustauschbelastung betreffen. Die US-Patentschrift 4035430 der Mobil Oil Corporation von Dwyer et al. beschreibt ein MTG-Verfahren, in welchem eine Anzahl von entfernt angeordneten MTG- Katalysatorbetten verwendet wird und Kohlenwasserstoffumlaufgas zwischen den aufeinander folgenden Betten eingespritzt werden kann, um die Exotherme zu steuern. Ebenfalls beschrieben ist die Möglichkeit der Zwischenbetteinspritzung von Methanol oder DME als Abschreckung, um den Temperaturanstieg in jedem MTG-Katalysatorbett auf ungefähr 28ºC (50ºF) mit einem Gesamttemperaturanstieg über alle Betten auf ungefähr 110ºC (200ºF) zu halten. Dieses erfordert jedoch, wie die spätere US-Patentschrift 4404414 der Mobil von Penick et al. bemerkt, entweder, daß die Umwandlung der Alkoxyzufuhr in jedem MTG- Reaktor auf einen relativ geringen Wert begrenzt wird (welcher bei der hohen Reaktionsgeschwindigkeit in Kontakt mit dem Katalysator schwierig zu steuern ist) oder in einer anderen Ausführungsform, daß ein außergewöhnlich hohes Rückführungsverhältnis verwendet werden muß, wobei keine von beiden eine attraktive Möglichkeit ist.
Die US-Patentschrift 4404414 der Mobil von Penick et al. stellt noch einen anderen Vorschlag bereit. Sie beschreibt die Verwendung des Reaktorabflußgases eines vorhergehenden MTG-Reaktors zur Zumischung mit einer frischen Charge von Alkoxyverbindung (DME und/oder Methanol), um einem nachfolgenden MTG-Reaktor als Medium zum Aufwärmen der neuen Alkoxycharge der kombinierten Gasmischung auf die für die Reaktion in einem nachfolgenden MTG-Reaktor gewünschte Einlaßtemperatur zugeführt zu werden. Entsprechend dem Vorschlag von Pennick et al. wird die Gesamtmenge der in dem Verfahren zur Temperatursteuerung verwendeten Verdünnungsgase durch den ersten MTG-Reaktor und daher in den nachfolgenden MTG-Reaktor geführt, ohne Abkühlungswärmeaustausch des Verdünnungsgases von der Reaktionsgastemperatur (ungefähr 427ºC (800ºF)) auf ungefähr 38ºC (100ºF) für Zwecke der Produktgewinnung und danach Wiedererwärmen von ungefähr 38ºC (100ºF) auf eine Reaktionseintrittstemperatur (ungefähr 371ºC (700ºF)) für Umlaufverwendung mit der neuen Alkoxycharge zu benötigen. Dieses vermindert das Gesamtnutzvolumen von Umlaufgas als für richtige Temperaturmäßigung in den MTG-Reaktoren erforderlichem Anteil von der Herstellung des Endprodukts. Jedoch werden diese Einsparungen an Wärmeaustausch mit der Gefahr des voranschreitenden Alterns des MTG-Katalysators in dem nachfolgenden MTG-Reaktor erkauft, die sich aus der nachfolgenden Ansammlung des Inhalts von Wasser (Dampf) ergeben kann, die sich aus der Zunahme von Wasser als Nebenprodukt der MTG-Reaktion ergibt, die innerhalb sowohl des vorhergehenden als auch des nachfolgenden Reaktors stattfindet. Zum Beispiel enthält für jedes Mol von erzeugtem Kohlenwasserstoff das Kohlenwasserstoffprodukt aus rohem Methanol mit einem Wassergehalt von ungefähr 6 Gew.-% oder aus einer daraus hergestellten Methanol-Dimethylether-Gleichgewichtsmischung ungefähr 6,45 Mol Wasser. Zugabe eines Verdünnungsgases zu dieser Methoxyverbindung in einer Menge, die ausreichend ist, um den Temperaturanstieg in einem ersten MTG-Reaktor wie gewünscht zu mäßigen, nachfolgend Zugabe einer äquivalenten Menge einer neuen Methoxyverbindung zu dem ersten Reaktorproduktgas, um einen Zufuhrgasstrom zur Reaktion in einem zweiten MTG-Reaktor zu bilden, ergibt ein Produktgas aus dem zweiten Reaktor mit nahezu einem doppelten Stoffinengenanieil von Wasser als dem des Produktgases aus dem ersten MTG-Reaktor.
Dementsprechend ist in dem von Penick et al. vorgeschlagenen Verfahren, wobei beide Reaktoren bei ungefähr dem gleichen Druck betrieben werden, die Konzentration von Wasser (als Dampf), der der MTG-Katalysator der nachfolgenden MTG-Reaktoren unterworfen wird, wesentlich größer als die, der der MTG-Katalysator des vorhergehenden MTG-Reaktors ausgesetzt ist. Dieses führt, wie Penick et al. bemerken, unvermeidlich zu dem Dilemma, daß, wenn beide Reaktoren bei ungefähr der gleichen Temperatur betrieben werden, entweder der MTG-Katalysator in einem vorhergehenden MTG-Reaktor unterausgenutzt sein muß, indem ihm die Einwirkung eines Wasserinhalts, der sein Potential für Aktivität optimiert, entzogen wird, oder auf den MTG-Katalysator in einem nachfolgenden MTG-Reaktor übermäßig Wasser einwirken muß, so daß er vorzeitig altert. Dieses Dilemma des Vorschlags von Penick et al. erfordert eine bedeutende Differenz in den Betriebsbedingungen von Temperatur oder Druck zwischen dem vorhergehenden und nachfolgenden MTG-Reaktor, welche, um sowohl die Aktivität als auch die Betriebslebensdauer des MTG-Katalysators in jedem zu maximieren, eine nicht wünschenswerte Veränderung in der Verteilung der Zusammensetzung des Kohlenwasserstoffprodukts, die in jedem erzeugt wird, ergibt.
Noch eine andere US-Patentschrift der Mobil Oil Corporation, 4788369 von Marsh et al., schlägt ein Verfahren zur Verbesserung der Einsparungen gerade des Verfahrens von Penick et al. vor, das die Abtrennung der C&sub3;&sbplus;-Nebenproduktkohlenwasserstoffgase aus den Nebenproduktkohlenwasserstoffgasen und danach Verwendung der C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffgase als zur Temperaturmäßigung erforderlichem Umlaufverdünnungsgas beinhaltet. Wegen der höheren spezifischen Wärme des C&sub3;&sbplus;-Umlaufmittels kann, folgend dem Vorschlag von Marsh et al., das Volumen des zur praktischen Ausführung des MTG-Verfahrens erforderlichen Umlaufverdünnungsgases verringert werden. Wie Marsh et al. hinsichtlich der Verdichterleistungen bemerken, ist ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas leichter und wirtschaftlicher zur Umlaufverwendung bearbeitbar als es ein C&sub2;-Umlaufgas ist. Jedoch erfordert eine kleinere Menge des Volumens des C&sub3;&sbplus;-Umlaufgases die Verwendung eines geringeren Gesamtdrucks zur Verarbeitung, wenn der Wasserdampfdruck gleich wie vorher gehalten werden soll. Dieser niedrigere Druck hat eine negative Auswirkung auf die Wärmeaustauschkapazität des Verfahrens. So ist der einzige für die Herangehensweise von Marsh verbleibende Vorteil die Verwendung von weniger Mol Umlaufgas, welche somit die Verdichterleistungen verringert. Die Nachteile der Anforderungen an vergrößerte Wärmeaustauschoberfläche, die sich aus dem geringeren Druck des Arbeitsganges ergeben, verringern die Einsparungen in dem Umlaufverdichter und könnten sogar überwiegen. Es reicht aus zu sagen, daß die Patentschrift von Marsh et al. bei der Verminderung der Wärmeaustauschanforderungen des Verfahrens nicht erfolgreich ist. Doch auch mit Verwendung eines C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffnebenproduktgases als Umlaufmittel, um Verdichterleistungen zu sparen, wie von Marsh et al. vorgeschlagen wurde, sind die Einsparungen in Kapital- und Betriebskosten der Verfahrensanforderungen von Marsh et al. bestenfalls mäßig.
Das Dilemma Temperaturanstieg/Wasserkonzentration, das das MTG-Umwandlungsverfahren über einem MTG-Katalysator als einem wirtschaftlich wettbewerbsfähigen Verfahren zur Benzinherstellung im Vergleich zu dem von aus natürlichem Rohöl raffinierten Benzin lähmt, bleibt durch jeden Vorschlag des Standes der Technik ungelöst. In Anbetracht des Überflusses an Erdgasreserven, aus denen die Produktion von Produkten mit Benzinqualität technologisch möglich ist, ist eine Lösung des wirtschaftlichen Hindernisses für ihre Umwandlung in Benzin ein in großem Maße gewünschtes Ziel.

ZUSAMMENFASSUNG DER ERFINDUNG

Gemäß der vorliegenden Erfindung wird ein Verfahren zur Herstellung von Kohlenwasserstoffverbindungen durch Zusammenführen einer Alkoxyverbindung mit einem MTG- Katalysator in einer großen Anzahl von MTG-Reaktionsbereichen, die in einem Reihenfluß angeordnet sind, bereitgestellt, wobei dasselbe für eine Zone mit einer vorhergehenden Zone die folgenden Schritte enthält:
ein Kombinieren eines Abflußgasprodukts aus einem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich, der bei einer Temperatur TR liegt, mit
(a) einer Alkoxyverbindung; und
(b) einem Verdünnungsgas, das ein C&sub2;&submin;-Umlaufgas, ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas, Dampf, Wasserstoff oder Mischungen derselben enthält,
um einen kombinierten Gasstrom zu bilden, wobei in dem kombinierten Gasstrom:
1. die Alkoxyverbindung in einer Menge anwesend ist, welche ein Alkoxyäquivalent liefert, welches dasjenige überschreitet, das zu dem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich hinzugefügt worden ist, aus welchem das Abflußgas gebildet wurde; und
2. die Zusammensetzung des Verdünnungsgases eine Temperatur und eine
Zusammensetzung aufweist und in einer Menge anwesend ist, welche:
(a) für den kombinierten Gasstrom eine Temperatur von 343ºC bis 382ºC (650ºF bis 720ºF) sicherstellt, und
(b) für den kombinierten Gasstrom eine spezifische Wärmekapazität sicherstellt, welche die Temperaturerhöhung des Gasstromes aufgrund der Reaktion des Inhaltes der Alkoxyverbindung desselben zu Kohlenwasserstoffverbindungen auf weniger als 83,3ºC (150ºF) begrenzt;
(c) für einen gesamten Wasserinhalt im Anschluß an die Reaktion der Alkoxyverbindung zu Kohlenwasserstoffverbindungen sorgt, welcher einen Wasserpartialdruck (als Dampf) von 222 kPa (2,2 ata) nicht überschreitet; und
ein Zusammenführen des kombinierten Gasstromes mit einem MTG-Katalysator in dem nachfolgenden Reaktionsbereich, um ein neues Abflußgasprodukt zu bilden.
Gemäß dem durch diese Erfindung beschriebenen Verfahren ist es möglich, die Wärmeaustauschleistungen als Folge der richtigen Arbeitsweise für die Regulierung von Aktivität und Alterung eines MTG-Katalysators wesentlich zu reduzieren, während die Einwirkung einer Wasserkonzentration auf einen derartigen Katalysator ebenfalls richtig gesteuert wird.
Um die Wärmeaustauschanforderungen für richtige Temperatursteuerung der Reaktion einer Alkoxyverbindung über einem MTG-Katalysator wesentlich zu verringern und zur gleichen Zeit den Wasserdampfpartialdruck in dem Verfahren innerhalb enger Grenzen zu steuern, wobei somit das Ziel ist, die Reaktion unter richtiger Steuerung von Temperatur und Dampfdruck ablaufen zu lassen, ohne zu irgendeiner Zeit den MTG-Katalysator zu gefährden, schlägt die Erfindung ein Verfahren zur Durchführung eines MTG-Verfahrens vor, in welchem:
(1) Aufeinanderfolgende Reaktionsbereiche, die einen MTG-Katalysator enthalten, verwendet werden, wobei ein Produktabflußgas der Temperatur TrP aus einer vorhergehenden MTG- Reaktion (rp) mit einer neuen Charge von Zufuhrgas kombiniert wird, die eine Alkoxyverbindung und ein Verdünnungsgas enthält, das ein C&sub2;-Umlaufgas, ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas, Dampf, Wasserstoff oder Mischungen derselben enthält, welche neue Charge von Zufuhrgas auf eine Temperatur Tp, die geringer als Trp ist, vorgewärmt worden ist und die Mischung der neuen Charge von Zufuhrgas mit dem Produktabflußgas eine kombinierte Gasmischung bildet, die eine gewünschte Temperatur TI (von 343ºC bis 382ºC) und eine spezifische Wärmekapazität aufweist, welche die Temperaturerhöhung des Gasstromes aufgrund der Reaktion des Inhaltes der Alkoxyverbindung desselben zu Kohlenwasserstoffverbindungen auf weniger als 83ºC begrenzt, um mit einem MTG-Katalysator in einem nachfolgenden Reaktionsbereich (rs) zusammengeführt zu werden, um dessen Inhalt der Alkoxyverbindung in Kohlenwasserstoffprodukte umzuwandeln, die in einem neuen Produktgasstrom mit einer Temperatur Trs enthalten sind. Beim Aufwärmen der neuen Charge von Alkoxy-Umlaufinittel-Zufuhrgas von der Vorwärmtemperatur Tp durch Mischen mit dem früheren heißen Abflußgas, um eine kombinierte Gasmischung der Temperatur TI zu erhalten, wird das Aufwärmen ohne Wärmeaustauscher erhalten, welche anderenfalls nötig gewesen wären, um das neue Zufuhrgas auf die gewünschte Reaktoreinlaßtemperatur aufzuwärmen; weiterhin würde der niedrigere Inhalt des frischen Zufuhrgases an Verdünnungsumlaufinittel nicht den Eintritt dieser Zufuhr als solcher mit der gewünschten Reaktoreinlaßtemperatur ohne deren Reaktion zu einer Temperatur, die größer als die für den Auslaß aus dem Reaktor gewünschte Temperatur Trs ist, erlauben.
(2) Die neue Charge von Alkoxyverbindung liefert einen Alkoxyäquivalentwert, der denjenigen übertrifft, der zu dem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich hinzugefügt wurde, und die neue Charge von Verdünnungsgas stattet den kombinierten Gasstrom mit einer spezifischen Wärmekapazität aus, welche aufgrund der Reaktion der neuen Charge von Alkoxyverbindung zu Kohlenwasserstoffverbindungen den Temperaturanstieg (ΔTR) innerhalb des nachfolgenden Reaktionsbereichs auf weniger als 83ºC (150ºF), vorzugsweise weniger als 56ºC und stärker bevorzugt weniger als 43ºC (75ºF) begrenzt.
(3) Die neue Charge von Alkoxyverbindung und Verdünnungsgas wird vor der Kombination mit dem Produktabflußgas auf eine Temperatur TP, die unterhalb der gewünschten Reaktoreinlaßtemperatur TI ist, vorgewärmt, so daß beim Aufnehmen einer geeigneten Menge dieser neuen Charge zur Zugabe zu dem Abflußgas aus dem vorhergehenden Reaktor eine Mischtemperatur TI erhalten wird, wonach beim Zusammenführen der vereinigten Gasmischung mit einer ausreichenden Menge von MTG-Katalysator die nachfolgende Reaktion eine neue Abflußgastemperatur TR, welche an einem gewünschten Niveau ist; erzeugen wird. Wie gewünscht kann jeder MTG-Reaktor in den Reihen mit den gleichen Temperaturen TI und TR betrieben werden, oder ein Reaktor innerhalb der Reihen kann mit einer Temperatur TI und TR betrieben werden, die für ihn ausgewählt wird, welche von der der anderen Reaktoren in den Reihen verschieden ist, wobei dieses durch die richtige Auswahl des Inhalts an Alkoxy und Umlaufinittel der neuen Charge des Zufuhrgases, die zu dem nachfolgenden Reaktor hinzugefügt werden soll, und der Menge dieser neuen Charge der Zufuhr, die mit dem Produktabflußgas aus der vorhergehenden Reaktion vereinigt werden soll, ausgeführt wird.
(4) Wie gewünscht kann ein Teil der neuen Charge von Verdünnungsgas Wasser in einer Menge enthalten, die zusammen mit dem Wasser, hinübergetragen mit dem Produktabflußgas, und dem Wasser, erzeugt durch Reaktion der neuen Charge von Alkoxyverbindung, einen Gesamtwassergehalt in dem neuen Produktabflußgas liefert, der bei dem Auslaßdruck des nachfolgenden MTG-Reaktionsbereichs einen gewünschten Wasserpartialdruck sicherstellt, welcher vorzugsweise nicht 222 kPa (2,2 ata) überschreitet und vorzugsweise im Bereich von 186 bis 222 kPa (1,85 bis 2,2 ata), am meisten bevorzugt im Bereich zwischen 196 und 212 kPa (1,95 und 2,15 ata), sein wird.
In seiner allgemeinen Form kann das Verfahren dieser Erfindung kompliziert in bezug darauf erscheinen, wie die Verfahrensbedingungen eingestellt und bei den notwendigen Bedingungen gehalten werden können, um das gewünschte Ziel zu erreichen. Daher wird die Erfindung zuerst in ihrer einfachsten Form erklärt. Man nehme an, daß gewünscht wird, eine Reihe von Reaktoren zu haben, in denen allen die Reaktion der Methoxyverbindungen in dem gleichen Bereich der Reaktionstemperatur (TI bis TR) stattfindet und wobei außerdem alle Reaktionsproduktgase identische Wasserdampfdrücke haben.
Dieses Ziel kann erreicht werden, auch wenn wesentliche Druckabfälle zwischen den Reaktorbereichen existieren. Wiederum ist es leichter, die Erfindung zu erklären, wenn die vereinfachende Annahme gemacht wird, daß der Druckabfall zwischen den Reaktoren so klein ist, daß er ignoriert werden kann.
Es ist klar, daß, wenn eine ausgewählte Zusammensetzung des Verdünnungsumlaufmittels gegeben ist, die Umwandlung einer gegebenen Menge einer gegebenen Methoxyverbindung in einem einzigen Reaktor durch richtige Auswahl der Menge des zu der Methoxyverbindung hinzugefügten Verdünnungsumlaufgases in einem gewünschten Bereich der Reaktionstemperatur, sagen wir von 700 bis 800ºF, gehalten werden kann. Man wähle jetzt jedoch eine kleinere Menge Umlaufgas, welches dann einen breiteren Bereich der Reaktionstemperatur, aber mit der gleichen Endtemperatur, sagen wir zwischen 316ºC und 427ºC (600 und 800ºF), erfordern würde. Außerdem wähle man einen Druck, bei dem zu arbeiten ist, so daß bei der Reaktion der entstehende Wasserdampfpartialdruck bei dem gewünschten Niveau ist.
Jetzt nehme man eine große Menge einer derartigen Alkoxy-Umlaufgas-Mischung und wärme diese auf die Temperatur 316ºC (600ºC) vor, aber führe das so vorgewärmte Gas noch nicht mit dem MTG- Katalysator zusammen. Man nehme einen Startergasstrom mit dem gewünschten Niveau der Endtemperatur von 427ºC (800ºC) mit dem gewünschten Niveau des Wasserdampfpartialdrucks bei dem gewünschten Gesamtdruck. Ein derartiger Startergasstrom könnte eine beliebige Zusammensetzung haben, aber könnte bequemerweise aus der gleichen Alkoxyverbindung hergestellt sein, in Zumischung mit einer ähnlichen Zusammensetzung von Verdünnungsumlaufmittel, aber in einem größeren Anteil des Umlaufmittels, so daß der Starterstrom bis auf 371ºC (700ºF) erwärmt und mit MTG-Katalysator zusammengeführt werden könnte, um zu einem Produktgas mit einer Temperatur von 427ºC (800ºF) zu reagieren.
Jetzt nehme man die neue Mischung von Alkoxy und Umlaufmittel, die auf 316ºC (600ºF) vorgewärmt worden ist, und mische sie in einer ausreichenden Menge mit dem heißen Startergasstrom, welcher 427ºC (800ºF) aufweist, um bei einem kombinierten Gasstrom mit einer Temperatur von 371ºC (700ºF) anzukommen. Bei Reaktion des Alkoxygehalts des kombinierten Gasstroms über einem MTG- Katalysator wird die Endtemperatur des Produktgases dann 427ºC (800ºF) sein, weil jeder Komponententeil des kombinierten Gasstroms sofort bei dieser Temperatur war oder dazu reagieren könnte.
Der so erhaltene Produktgasstrom bei 427ºC (800ºF) dient seinerseits als heiße Gasquelle zur Zumischung mit einem neuen Teil der Gasmischung mit 316ºC (600ºF), der die neue Alkoxyverbindung enthält, um bei einem kombinierten Gasstrom mit noch größerem Volumen mit 371ºC (700ºF) anzukommen, welcher wiederum mit einem MTG-Katalysator zusammengeführt werden kann, um einen Produktgasstrom bei 427ºC (800ºF) zu bilden. Dieser Wechsel von Mischen und Reaktion wird fortgesetzt, bis die gesamte Alkoxy enthaltende Gasmischung von 316ºC (600ºF) umgesetzt worden ist.
Wenn der Druckabfall über dem (den) MTG-Reaktor(en) hinreichend groß ist, um berücksichtigt werden zu müssen; dann kann bei jeder Zugabe des Alkoxy enthaltenden Gases von 316ºC (600ºF) ebenfalls eine ausreichende Menge an Dampf hinzugefügt werden, derart, um bei dem so erhaltenen geringeren Gesamtdruck aufgrund des Druckabfalls bei dem gewünschten Wasserpartialdruck anzukommen. Eine Verringerung der Menge des Inhalts der neuen Charge an Verdünnungsumlaufgas um eine Menge, die der spezifischen Wärmekapazität des zugefügten Dampfes entspricht, wird dann benötigt, so daß der (leicht) veränderte Strom von 316ºC (600ºF) noch imstande ist, bis 427ºC (800ºF) zu reagieren. In einer anderen Ausführungsform können ohne Veränderung der Alkoxy enthaltenden Gasmischung die gleichen Ergebnisse durch Hinzufügen der erforderlichen Menge an Dampf von 427ºC (800ºF) zu dem Produktabflußgas oder zu dem Alkoxy enthaltenden Gas von 316ºC (600ºF) erhalten werden.
Die angegebene Verfahrensweise kann offensichtlich auch auf einen engeren Bereich der Reaktionstemperatur als 371ºC (700ºF) bis 427ºC (800ºF) und auf unterschiedliche Starttemperaturen für die der Reaktion unterworfene Gasmischung als dem für diese Diskussion ausgewählten Wert von 316ºC (600ºF) angewendet werden.
Es ist ebenfalls klar, daß es möglich ist, wenn gewünscht den Wasserdampfpartialdruck von Reaktor zu Reaktor zu verändern. Derartige Veränderungen des Wasserdampfpartialdrucks sind in einer Aufwärtsrichtung leichter als abwärts.
Ein weiterer Vorteil ist, daß der Temperaturbereich der Reaktion nach Belieben von Reaktor zu Reaktor verändert werden kann, indem man die hinzugefügte Menge der neuen Alkoxy-Umlaufmittel- Charge und ihre Vorwärmtemperatur verändert.
Es sollte daher klar sein, daß diese Erfindung ein machbares Verfahren bereitstellt, um die MTG- Reaktion innerhalb gewünschter Grenzen der Temperatur ablaufen zu lassen und außerdem die gewünschten Niveaus von Wasserdampfpartialdruck am Ausgang jedes der Reaktoren zu erreichen.
Es ist die primäre Absicht dieser Erfindung, die Kosten des Wärmeaustauschs zu verringern, welcher ein Hauptkostenpunkt in dem Neuseeland-Modell ist. Jedoch sollte auch aufgezeigt werden, daß die vorliegende Erfindung die Möglichkeit zum Betreiben einer Reihe von Reaktoren unter einer innovativen Herangehensweise von Temperatur und Wasserdampfpartialdruck eröffnet.
Es wurde in der Literatur diskutiert, daß bei niedriger Temperatur in der MTG-Reaktion ein großer Prozentsatz von aromatischen Kohlenwasserstoffen erzeugt wird. Wenn die MTG-Reaktion dann zu höheren Temperaturen fortschreitet, werden die vorher gebildeten Aromaten mit dem Methanol alkyliert, welcher bei diesen höheren Temperaturen noch umgesetzt wird. Wenn gewünscht wird, den Gehalt an höher alkylierten Aromaten, wie Durol und auch die trimethylierten Benzole, zu verringern (wie gegenwärtig zum Erreichen eines reformierten Benzins hoher Qualität gewünscht wird), wird es mit dieser Erfindung dann machbar, die erste Reihe von MTG-Reaktoren bei einer höheren Einlaßtemperatur zu betreiben, wobei so die Bildung von Aromaten auf eine sehr geringe Menge verringert wird und nur in dem letzten MTG-Reaktor der Betrieb bei einer niedrigeren Temperatur erlaubt wird, aber die Reaktion in diesem niedrigeren Temperaturbereich beendet wird. Dieses übersetzt sich so in einen Betrieb der ersten vier von sagen wir fünf Reaktoren in einem Temperaturbereich von zum Beispiel 382ºC (720ºF) bis 421ºC (790ºF), während der letzte MTG-Reaktor innerhalb der engen Temperaturgrenzen von zum Beispiel 371ºC (700ºF) bis 393ºC (740ºF) gehalten werden kann. Die in dem letzten Reaktor erzeugte größere Menge von Aromaten kann dann oberhalb der Temperatur von 393ºC (740ºF) nicht weiter alkyliert werden.
Gemäß dieser Erfindung wird die Gesamtmenge von Alkoxyäquivalent, die zu Kohlenwasserstoffprodukten verarbeitet wird, unter einer großen Anzahl von MTG-Reaktionsbereichen proportional zugeteilt, und die Alkoxyäquivalentmenge, die für jeden MTG-Reaktionsbereich bereitgestellt wird, nimmt im allgemeinen im Fortgang von dem ersten zu dem letzten oder endgültigen MTG- Reaktionsbereich zu. Dieses Betriebsverfahren schafft große Flexibilität in den Betriebsbedingungen von Temperatur und Druck, bei welchen ein gegebener MTG-Reaktionsbereich relativ zu einem anderen betrieben werden kann, um eine Vielfalt von wünschenswerten Zielen zu erreichen, die alle mit einer deutlichen Verringerung der Wärmeaustauschleistungen verbunden sind, die anderenfalls erforderlich sind, um nach früheren MTG-Verarbeitungsverfahren die gleiche Gesamtmenge von Methoxyäquivalent zu Kohlenwasserstoffprodukten zu verarbeiten.
Zum Beispiel wird, wenn die Aktivität des MTG-Katalysators in jeder Zone die gleiche ist, für die Gleichmäßigkeit der Produktverteilung von in jedem MTG-Reaktionsbereich erzeugtem Kohlenwasserstoffprodukt jede wünschenswerterweise bei annähernd dem gleichen Druck, der gleichen Einlaß- und Auslaßtemperatur (d. h. jede Zone hat die gleiche ΔTR) betrieben, und jeder Reaktionsbereich, zumindest nach dem ersten, hat am Auslaß des Reaktionsbereichs ungefähr den gleichen H&sub2;O-Partialdruck. Das ist mit dem Verfahren der Erfindung möglich. Es kann jedoch, wenn wegen des Alterns oder anderer Gründe die Aktivität eines MTG-Katalysators in einer der mehrfachen Zonen wesentlich geringer als in einer anderen ist, gewünscht werden, diesen speziellen MTG-Reaktionsbereich bei einem höheren Auslaßpartialdruck von H&sub2;O als den anderen oder bei einer höheren TR zu betreiben, dieses, um die Aktivität des MTG-Katalysators darin zu erhöhen. Dieses ist mit dieser Erfindung ebenfalls möglich.
Eine Kombination von Faktoren führt zu einer bedeutenden Verringerung der Wärmeaustauschleistungen, die von dem Verfahren dieser Erfindung im Vergleich zu früher verwendeten oder vorgeschlagenen MTG-Verfahren gefordert werden. Zuerst wird, auf der Basis des gesamten verarbeiteten Methoxyäquivalents ("MeO-Äqu.") mit dem Verfahren dieser Erfindung das Verdünnungsgas/MeO-Äq.-Molverhältnis verringert, welches dann wieder die Menge von Verdünnungsgas verringert, die für die Verwendung zur Mäßigung der Reaktionstemperatur durch adiabatische Wärmeaustauscheinheiten vorgewärmt oder letztlich zur Gewinnung von Kohlenwasserstoffprodukt heruntergekühlt werden muß. Dies verringert die Größe der Wärmeaustauscher, die zum Aufwärmen des Zufuhrstroms und/oder Herunterkühlen des Endprodukts erforderlich sind. Weiterhin muß eine bedeutende Menge des gesamten verarbeiteten Methoxyäquivalents, zusammen mit dem Umlaufverdünnungsgas, das benötigt wird, um seine Reaktionswärme zu mäßigen, auf eine Temperatur (TP) vorgewärmt werden, welche niedriger ist als die Temperatur (TI), bei der erwünscht ist, die Methoxyverbindung mit einem MTG-Katalysator zusammenzuführen. Dies wird durch Mischen der Methoxy-Umlaufmittel-Zufuhr mit heißen Produktgasen aus einer vorhergehenden MTG-Reaktion (bei TR) erreicht, welche die hinzugefügte Methoxy-Umlaufmittel-Zufuhr zu der gewünschten Reaktionseintrittstemperatur aufwärmt, während die heißen Reaktionsgase auf die gewünschten Reaktionseintrittstemperaturen heruntergekühlt werden. In dieser Hinsicht wird diese Ausführungsform des Aufwärmens des Zufuhrgases/des Herunterkühlens des Produktgases durch direkten Gas-Gas-Kontakt durchgeführt, wobei so dieser Teil von Bedarf für eine Ausrüstung zum adiabatischen Wärmeaustausch eliminiert wird. Außerdem vergrößert dieses, hinsichtlich des Aufwärmens der Ausgangsgase auf TP durch Wärmeaustausch mit Reaktionsgasen bei TR durch einen adiabatischen Wärmeaustauscher, auch der Temperaturunterschied (ΔT) des Wärmeaustauschers, wodurch der Wärmeaustauschprozeß wirksamer gemacht wird, was bedeutet, daß der Bedarf an Wärmeaustauschern geringer wird.
Wie nachstehend in größerer Ausführlichkeit erklärt wird, gestatten Arbeitsgänge gemäß dieser Erfindung eine Auswahl von Bedingungen hinsichtlich (a) der Beschaffenheit der Methoxyzufuhr, (b) der Beschaffenheit der Zusammensetzung des Verdünnungsgases und (c) der Temperatur, auf welche die Zufuhrgase vorgewärmt werden, bevor sie mit Reaktionsgasen aus einer vorhergehenden MTG-Reaktion gemischt werden; derart, daß die MTG-Umwandlung mit dem Maximum an Wirtschaftlichkeit hinsichtlich der Kapital- und/oder der damit verknüpften Betriebskosten erreicht werden kann.

BESCHREIBUNG DER ZEICHNUNGEN

Abb. 1 ist eine schematische Veranschaulichung einer Reihe mit fünf Reaktoren mit einer Zwischenzufuhr der Zufuhrchargen von Alkoxy-Umlaufmittel-Ausgangsgasen zwischen den Reaktoren gemäß der vorliegenden Erfindung.
Die Abb. 2 und 3 stellen die Auswirkung auf die erforderliche relative Oberfläche des Wärmeaustauschers (Ar) dar, die für die Durchführung des Aufwärmens des Zufuhrgases durch die Wärmeaustauscharbeitsgänge des Herunterkühlens des Produktgases in adiabatischen Wärmeaustauscheinheiten gemäß dem Verfahren der Erfindung für verschiedene Vorwärmtemperaturen TP, wie sie in einer Reihe von fünf bis zehn MTG-Reaktoren verwendet werden, erforderlich ist, wobei ein Druckabfall von 35 kPa (0,35 ata) durch jeden Reaktor stattfindet. Die veranschaulichten Beziehungen gründen sich auf die allgemeine Gleichung AR = Q(1/ΔT)(1/P)0,6, wobei Q die an einem Wärmeaustauscharbeitsgang beteiligte Wärmemenge ist; ΔT die Temperaturdifferenz zwischen den an dem Austausch beteiligten Gasen, nämlich TR - TP = ΔT ist; und P des Druck der Gase ist, die wärmeausgetauscht werden. Die Alkoxyzufuhr für Abb. 2A ist Dimethylether (DME) und ist für Abb. 3 eine DME enthaltende Gleichgewichtsmischung, erzeugt aus einem 16,4 Gew.-% Wasser enthaltenden rohen Methanol. Zum Vergleich erfordert die Behandlung der gleichen Menge einer Gleichgewichtsmischung, erzeugt aus Methanol-Wasser in einem einzigen Reaktor, eine relative Wärmeaustauschoberfläche von ungefähr 325,4 relativen Einheiten, wenn bei einem Druck von 232 kPa (22,06 ata) gearbeitet wird, um den gleichen Wasserdampfpartialdruck in dem Produktgas bereit zu stellen, wie den, der durch das wie in Abb. 3 veranschaulichte Verfahren bereitgestellt wird.
Abb. 4 ist eine schematische Veranschaulichung einer alternativen Ausführungsform des Verfahrens, in welcher der erste von einer Reihe von fünf MTG-Reaktoren einen Teil seines Produktgases zu dem Eintritt dieses ersten MTG-Reaktors zurückführt, um einen Gas-zu-Gas-Austausch von Wärme mit frischer Alkoxyzufuhr in diesen Reaktor bereit zu stellen, um ihr endgültiges Aufwärmen von ihrer Temperatur TP zu der für den Kontakt mit dem MTG-Katalysator darin gewünschten Temperatur TI zu erreichen.

BESCHREIBUNG DER BEVORZUGTEN AUSFÜHRUNGSFORMEN

Die praktische Ausführung dieser Erfindung erfordert ein Alkoxyausgangsmaterial, im allgemeinen ein Ausgangsmaterial in Form von Methanol (MeOH) und/oder Dimethylether (DME), verschiedene Reaktionsbehälter, die eine MTG-Katalysatorzusammensetzung und Vorrichtungen zum Steuern der Geschwindigkeit der Zufuhr von DME und/oder MeOH und H&sub2;O (als Dampf) enthalten, C&sub2;- und C&sub3;&sbplus;-Gasnebenprodukt als gasförmige Komponenten des Verdünnungsumlaufmittel-Ausgangsmaterials zur Zumischung aller Ausgangsmaterialien in einen MTG-Katalysator enthaltenden Reaktionsbehälter.
Das MeOH kann aus einem Kohle- oder Erdgasausgangsmaterial durch eines der Verfahren, die dem Fachmann bekannt sind, erzeugt werden. Vorzugsweise wird das Methanol, wenn aus Erdgas erzeugt, nach Verfahren erzeugt, wie sie in den US-Patentschriften 5117144 und 5245110 beschrieben sind. Vor der MTG-Reaktion und vorzugsweise so, kann das MeOH dem Kontakt mit einem Dehydratisierungskatalysator unterworfen werden, wie auf dem Fachgebiet bekannt ist, um es in eine Gleichgewichtsmischung von MeOH, DME und H&sub2;O umzuwandeln, und diese gasförmige Mischung von sauerstoffhaltigen organischen Komponenten, welche eine bevorzugte Alkoxyzufuhrkomponente für einen Kontakt mit dem MTG-Katalysator zur Umwandlung in ein Kohlenwasserstoffprodukt mit der Herstellung des Nebenprodukts Wasser ist. Am meisten bevorzugt ist die Verwendung von DME allein als der Alkoxyzufuhrkomponente. DME kann leicht aus der Gleichgewichtsmischung isoliert werden, und das verbliebene Methanol-Wasser kann eingeengt werden, was seinen Methanolinhalt betrifft, und in den Kontakt mit dem Dehydratisierungskatalysator zurückgeführt werden, um mehr DME enthaltende Gleichgewichtsmischung herzustellen.
Die hergestellten MeOH- und/oder DME-Komponenten jedoch werden in dem Verfahren dieser Erfindung in Kontakt mit einer MTG-Katalysatorzusammensetzung gebracht, wie in den US-Patentschriften 4404414; 4788369 von Penick und Marsh, wie sie früher diskutiert wurden, und in anderen US- Patentschriften von Mobil beschrieben ist, um ihre Umwandlung in ein Kohlenwasserstoffprodukt zu katalysieren, von welchem ein bedeutender Teil innerhalb des Siedepunktbereichs von Benzin ist. Als Faustregel werden die Kohlenstoffatome, zugeführt durch den Methoxygehalt der DME/MeOH-Zufuhrgas- Zusammensetzung, in ein Kohlenwasserstoffprodukt mit einem durchschnittlichen Kohlenstoffgehalt von ungefähr 5,8 - d. h. C5,8H13,6 - umgewandelt. Dieses Kohlenwasserstoffprodukt besteht natürlich aus einer Mischung von Kohlenwasserstoffen, welche in der Anzahl der Kohlenstoffatome von eins aufwärts variieren. Die Produkte mit C&sub1;&submin;&sub5;-Kohlenstoffatomen dieser Reaktion sind normalerweise gasförmige Verbindungen und werden gewonnen, und zumindest ein Teil davon wird als Verdünnungsgas zurückgeführt, um ein Teil eines frischen Alkoxyausgangsmaterials für einen MTG-Reaktor, zusammen mit Spuren höherer Kohlenwasserstoffe, zu werden. Die meisten der Kohlenwasserstoffprodukte mit C&sub5;&sbplus;- Kohlenstoffatomen werden als Produkt mit "Benzin"- oder Treibstoffqualität gewonnen. Die C&sub2;&submin;/C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffgas-Nebenprodukte der MTG-Reaktion, welche gewonnen werden, können in getrennte C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;-Dämpfe getrennt werden und entweder allein oder in gewünschten Kombinationen davon zu Zwecken der Temperatursteuerung in das MTG-Verfahren zurückgeführt werden.
Um die Anforderungen an die Wärmeaustauschleistung zu minimieren, während die Bedingungen von Temperatur, Druck und Wasserkonzentration für die richtige Regulierung von Aktivität und Alterung eines MTG-Katalysators während der Umwandlung von Alkoxyverbindungen in Kohlenwasserstoffprodukte reguliert werden, verwendet das Verfahren dieser Erfindung eine große Anzahl von MTG-Katalysatorbereichen oder Reaktionsbehältern in Reihenfluß, wodurch das Produktabflußgas aus einem vorhergehenden MTG-Bereich oder Reaktor mit einer frischen Charge von Alkoxyverbindung zusammen mit einem Umlaufverdünnungsgas und/oder Wasser (Wasserdampf) kombiniert wird, um einen kombinierten Gas-Wasserdampf mit einer Temperatur und spezifischen Wärmekapazität zu bilden, der als Alkoxy enthaltendes Zufuhrgas für einen nachfolgenden MTG-Bereich oder Reaktor geeignet ist, wobei sein Inhalt der Alkoxyverbindung in Kontakt mit einem MTG-Katalysator zu Kohlenwasserstoffverbindungen umgesetzt wird. Im allgemeinen übertrifft das Alkoxyäquivalent der Alkoxyverbindung, die zu dem Produktabflußgas einer vorhergehenden MTG-Reaktion hinzugefügt wird, den Alkoxyäquivalentgehalt des Zufuhrgasstroms für den vorhergehenden Reaktor, von dem das Produktabflußgas hergestellt wurde.
Eine beliebige Anzahl von MTG-Reaktionsbereichen oder Reaktoren kann verwendet werden, obwohl im allgemeinen bei mehr als zehn und stärker bevorzugt fünf bis acht MTG-Reaktionsbereichen oder Reaktoren in Reihe kein weiterer praktischer Vorteil verwirklicht wird. Das Produktabflußgas aus der letzten MTG-Reaktion der Reihen wird von seiner letzten Reaktionstemperatur auf ungefähr 38ºC (100ºF) gekühlt, um seinen Gehalt an flüssigem Kohlenwasserstoff getrennt von seinem Gehalt an gasförmigen C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffen zu gewinnen. Zumindest ein Teil von gasförmigem C&sub2;&submin;- und/oder C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffnebenprodukt wird zur Verwendung als Temperatur mäßigendes Verdünnungsgas zur Kombination mit frischen Chargen von Alkoxyverbindung zurückgeführt, und der gewonnene flüssige Kohlenwasserstoff wird weiter in seine Fraktionen mit verschiedenem Siedepunkt für die Verwendung als Treibstoffe oder andere Zwecke raffiniert.
Die Kombination einer frischen Charge von Alkoxyverbindung und C&sub2;&submin;- und/oder C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas mit dem Produktabflußgas aus einer vorhergehenden MTG-Reaktion, um ein kombiniertes Gas mit geeigneter Einlaßtemperatur (TI) und spezifischer Wärmekapazität als Zufuhr in eine nachfolgende MTG- Reaktion zu bilden, verringert die Gesamtwärmeaustauschleistungen hinsichtlich der Gesamtherstellung von Kohlenwasserstoffprodukt durch Verringerung der Größe der Wärmeaustauscher, die zum Erwärmen der frischen Charge auf die Temperatur benötigt werden, auf welche die frische Charge von Alkoxyverbindung und Umlaufgas vorgewärmt werden muß, um sie für den Zugang zu dem nachfolgenden MTG-Reaktor zu konditionieren, welche Mischung in Übereinstimmung mit ihrem Alkoxygehalt und ihrer gesamten spezifischen Wärmekapazität in Kontakt mit einem MTG-Katalysator von einer Temperatur TI zu der gewünschten Temperatur TR für den neuen Reaktor reagiert.
Zum Beispiel erzeugt die Umwandlung von 45400 g-mol/Stunde (100 MPH) Methanol (MeOH) eine Reaktionswärme (QR) von 45400 (100) · 55718 J/g-mol (24000 BTU/lb-mol) MeOH = 2530000000 J (2400000 BTU): Um den Temperaturanstieg der Reaktionsgase auf ΔTR = 42ºC (75ºF) für eine Gaseinlaßtemperatur TI = 377ºC (710ºF) und eine Abflußgasauslaßtemperatur TR = 418ºC (785ºF) zu begrenzen, muß die gesamte spezifischer Wärmekapazität des Zufuhrgases 2530000000/42 (2400000/75) = 60228500 J/ºC (32000 BTU/ºF) sein. Daher wird Umlaufverdünnungsgas mit diesem Methanol in einer Menge kombiniert, um ein Gesamtzufuhrgas mit dieser spezifischen Wärmekapazität bereit zu stellen. Dieses Gesamtzufuhrgas von seiner einheitlich verfügbaren Temperatur T&sub0; von sagen wir 38ºC (100ºF) auf die Reaktoreinlaßtemperatur TI von 377ºC (710ºF) vorzuwärmen, erfordert die Zugabe von Wärme zu derartigem Gas, die (377-38) · 60228500 = 20417463000 J [(710 - 100) · 32000 = 19500000 BTU] beträgt. Andererseits wäre es eine Menge von Umlaufverdünnungsgas, hinzugefügt zu diesem Methanol, die ihm erlauben würde, aufgrund der Reaktion von Methanol in der Temperatur um 65ºC (150ºF) anzusteigen, das Gesamtzufuhrgas würde einen gesamte spezifische Wärmekapazität von 2530000000/65 (2400000/150) = 38916900 J/ºC (16000 BTU/ºF) haben, was bedeutet, weniger Umlaufverdünnungsgas würde hinzugegeben werden. Dieses Zufuhrgas könnte dann von einer Temperatur von 335ºC (635ºF) zu einem Produktgas von 418ºC (785ºF) reagieren. Um dann diesen gesamten Strom von Zufuhrgas von 38ºC (100ºF) auf 335ºC (635ºF) vorzuwärmen, würde die Zugabe von Wärme von (335-38) (635-100) · 38916900 (16000) = 11558313000 J (8560000 BTU) erfordern. Durch Mischen dieses Gases der Temperatur 335ºC (635ºF) mit einer spezifischen Wärmekapazität von 38916900 J/ºC (16000 BTU/ºF) mit einem Gasstrom mit einer Temperatur von 418ºC (785ºC) und einer spezifischen Wärmekapazität von 38916900 J/ºC (16000 BTU/ºF) wird ein kombinierter Gasstrom mit einer Temperatur von 377ºC (710ºC) und einer gesamten spezifischen Wärmekapazität von 60228500 J/ºC (32000 BTU/ºF) erzeugt. Danach vergrößert die Reaktion des Methanolgehalts dieses kombinierten Gasstroms die Temperatur des Gases um 2530000000/60228500 = 42ºC (2400000/32000 = 75ºF), um einen Abflußgasstrom mit einer Auslaßtemperatur TR von 418ºC (785ºF) bereit zu stellen.
Wie aus dem Vorstehenden ersichtlich ist, ist die Menge an Wärmeaustausch, die für das Aufwärmen des Zufuhrgases erforderlich ist, wesentlich verringert, weil die Menge an Umlaufverdünnungsgas verringert ist, aber das Methanol wird noch im gleichen Temperaturbereich, d. h. 377-418ºC (710-785ºF), umgewandelt. Weiterhin ist der Wirkungsgrad, mit welchem der Wärmeaustausch zum Aufwärmen des Zufuhrgases ausgeführt wird, wegen der Zunahme des Temperaturunterschieds (ΔT), bei welchem die Wärmeaustauscher, die diese Leistung durchführen, arbeiten, wesentlich erhöht. Einerseits würde die Aufwärmsituation von 377ºC (710ºF) eine Wärmeaustauscheroberfläche (AR) von AR377 = 20417463000 (1/P&sub3;&sub7;&sub7;)0,6 (AR&sub7;&sub1;&sub0; = 19500000 (1/P&sub7;&sub1;&sub0;)0,6) erfordern, und die Aufwärmsituation von 335ºC (635ºF) würde AR335 = 11558313000 (1/P&sub3;&sub3;&sub5;)0,6 (AR&sup6;³&sup5; = 8560000 (1/P&sub6;&sub3;&sub5;)0,6) erfordern. Die Einsparungen in den Wärmeaustauschleistungen, die durch die Veränderung in der Temperaturdifferenz von Wärmeaustauscharbeitsgängen realisiert werden sollen, würden nur ausgeglichen sein, wenn die Differenz im Druck (P) der beiden Arbeitsgänge derart wäre, daß für die Aufwärmsituation von 335ºC (635ºF) der Druck für den Arbeitsgang geringer als ein Zwölftel (1/12) desjenigen für den Arbeitsgang der Aufwärmsituation von 377ºC (710ºF) wäre. Jedoch erfordert die Veränderung in den Umlaufgasmengen zwischen den zwei Situationen nicht eine derartig drastische Verringerung in dem Druck des Arbeitsgangs, um den gleichen Wasserdampfpartialdruck in den beiden Produktgasen zu erhalten.
In diesen Ausführungsformen des Verfahrens dieser Erfindung, in welchen der erste MTG-Reaktor der Reihen mit einer Zufuhrgaszusammensetzung arbeitet, die durch adiabatische Wärmeaustauscher auf die für ihren Kontakt mit dem MTG-Katalysator darin gewünschte Temperatur TI vorgewärmt wird, ist die Wärmeaustauschleistung, die dieser Reaktor zu der gesamten Wärmeaustauschleistung des gesamten Verfahrens beiträgt, wesentlich größer im Vergleich zu der Menge an darin umgewandeltem Methoxyäquivalent, als es diejenige ist, die durch die nachfolgenden MTG-Reaktoren der Reihen zu der Gesamtsumme beigetragen wird. Daher wird durch Verwendung einer größeren Anzahl von Reaktorstufen der Einfluß des Aufwärmens auf die Gesamtwärmeaustauschleistungen für den ersten Reaktor in großem Maße verringert, so daß der Vorteil für die Verringerung des Wärmeaustauschs für das nachfolgend hinzugefügte Zufuhrgasmaterial dann fast gänzlich als der Gewinn für diese Reaktionswahl verfügbar ist. Die Anzahl der verwendeten Reaktoren zusammen mit den für ihren Betrieb ausgewählten Bedingungen ist vorzugsweise derart, daß nicht mehr als 20% aller durch das Verfahren umgewandelten Alkoxyverbindungen in dem ersten Reaktor der Reihen umgewandelt werden, vorzugsweise nicht mehr als 10%. Wie in den Beispielen klar gemacht wird, ist die Verringerung der Gesamtwärmeaustauschleistungen im Vergleich zu derjenigen für eine Verarbeitung der gleichen Menge von Methoxyäquivalent in einer einzigen Reaktionsstufe wesentlich und kann bis zu einer Verringerung um ungefähr eine Größenordnung betragen.
Der Wärmeaustausch wird durch Verwendung einer Alkoxyzufuhr weiter erleichtert, welche einen geringeren Anteil von Dampf herstellt und daher bei höherem Druck verwendet werden kann, was den Wärmeaustausch erleichtert. Derartige Zufuhren können durch Entfernen von Wasser aus der Alkoxyzufuhr erhalten werden. Entfernen von Wasser aus Methanol ist durch Destillation möglich, aber das ist ein ziemlich schwieriger Arbeitsgang. Es ist leichter, Dampf aus Dimethylether zu entfernen, welches aus Methanol durch Kontakt bei hoher Temperatur über einem Säurekatalysator wie Aluminiumoxid leicht hergestellt werden kann. Das dann nicht umgewandelte Methanol und das meiste des anwesenden Wassers können leicht von dem DME abgetrennt und in den DME-Umwandlungsreaktor zurückgeführt werden. Verwendung des DME als Alkoxyzufuhr für Kohlenwasserstoffherstellung verringert die Menge an in der MTG-Reaktion erzeugtem Wasser auf nur 0,5 mol Wasser pro mol Alkoxyäquivalent, gegenüber 1,3 für einen Methanolstrom, der 30% dieses molaren Gehalts an Methanol als Wasser enthält.
Ein anderes Mittel zur Erhöhung des Wirkungsgrades der erforderlichen Wärmeaustauscharbeitsgänge ist, eine Verdünnungsgaszusammensetzung zu verwenden; die Spezies mit niedrigem Molekulargewicht wie Wasserstoff und/oder Spezies mit einem geringen spezifischen Wärmewert enthält. Wasserstoff für die Zugabe zu dem C&sub2;-und/oder C&sub3;&sbplus;-Verdünnungsumlaufgas kann aus der Methanolproduktionseinheit durch Diffusion des Restgases daraus durch eine Membran, bevorzugt für das Hindurchdringen von H&sub2; relativ zu anderen Gasspezies, bereitgestellt werden. Weiterhin erlaubt die Verwendung eines Umlaufinittels, welches reich an dem C&sub2;-Kohlenwasserstoffnebenprodukt ist, als Verdünnungsgas Arbeitsgänge bei einem höheren Gesamtdruck, während der gleiche Wasserdampfpartialdruck in dem Produktgas bereitgestellt wird, als es ein Verdünnungsgas tut, das reich an der Herstellung von C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffnebenprodukt ist. Der höhere Betriebsdruck, bereitgestellt durch die Verwendung eines an C&sub2;-reichen Umlaufinittels, sorgt für einen um den Faktor (1/P)0,6 wirksameren Wärmeaustausch der Zufuhr und der Produktgase.
Mit dem Verfahren dieser Erfindung wird der Betrieb jedes MTG-Reaktors in den Reihen bei der gleichen Einlaß- und Auslaßtemperatur und bei ungefähr dem gleichen Wasserdampfpartialdruck am Auslaß ohne bedeutende Änderungen des Drucks dazwischen möglich (d. h. erlaubt nur den Druckabfall durch jeden Reaktor, der für den Gasfluß benötigt wird) - wobei so Gleichmäßigkeit der Produktverteilung der Produktion in jedem der Reaktoren bereitgestellt wird. Zum Beispiel ist mit Bezug auf die Verwendung von trockenem Methanol als der frischen Alkoxyzufuhr für jede MTG-Stufe, wobei sich die Menge der Methanolzufuhr mit jeder nachfolgenden Stufe verdoppelt, wenn trockenes Methanol als Zufuhr der ersten Stufe verwendet wird, der Wasserpartialdruck in den Produktgasen der anfänglichen MTG-Stufen wesentlich niedriger als der der späteren MTG-Stufen. Daher arbeitet, wobei die letzte MTG-Stufe bei einem Auslaßdruck betrieben wird, der einen Wasserpartialdruck von 2 ata bereitstellt, die erste MTG-Stufe bei einem Auslaßdruck, der einen Wasserpartialdruck von ungefähr 1,015 ata bereitstellt. Jedoch ist es durch Hinzufügen von Wasser (Dampf) zu der trockenen Methanolzufuhr in die erste Stufe und/oder wie benötigt oder erwünscht in die frische Methanolzufuhr zu späteren MTG-Stufen möglich, jeden MTG- Reaktor bei im wesentlichen dem gleichen Wasserpartialdruck an seinem Auslaß zu betreiben, ohne den Druck, bei dem der letzte MTG-Reaktor arbeitet, bedeutend zu verringern. Es ist ebenfalls möglich, wie gewünscht einen nachfolgenden Reaktor in einem Zustand einer Einlaß-Auslaß-Temperatur oder eines Druckes zu betreiben, der sich wesentlich von den Betriebsbedingungen vorhergehender Reaktoren unterscheidet, ohne einen Wasserdampfpartialdruck darin zu überschreiten, der seinen MTG- Katalysatorinhalt vorzeitig altern oder zerstören würde - um die Steuerung der endgültigen Produktverteilung zu gestatten, wie beispielsweise, um den Durolgehalt des Kohlenwasserstoffprodukts zu minimieren.

BESCHAFFENHEIT DER ALKOXYZUFUHR

Was auch immer die genaue Beschaffenheit der Alkoxyzufuhr ist, typischerweise ist sie im Anschluß an ihre Herstellung und Kühlung, um überschüssiges Wasser aus ihr zu kondensieren, zur Verwendung bei ungefähr 100ºF verfügbar. Obwohl ein MTG-Katalysator für die Herstellung von Kohlenwasserstoffprodukten hinsichtlich einer beliebigen Alkoxyverbindung - d. h. Alkanole, Alkylether und Kombinationen davon - aktiv ist und das Verfahren dieser Erfindung auf die Verwendung jeder geeigneten Alkoxyverbindung anwendbar ist; ist herkömmlicherweise die verwendete Alkoxyverbindung Methanol, Dimethylether oder durch die katalytische Dehydratisierung von Methanol hergestellte Gleichgewichtsmischungen davon. Nachstehend wird das Verfahren dieser Erfindung im Hinblick auf Methoxyverbindungen - d. h. Methanol (MeOH), Dimethylether (DME) und Mischungen davon (MeOH + DME) - beschrieben. Weiterhin wird der Bezug auf die Menge von Kohlenwasserstoffprodukten, welche die Methoxyverbindung imstande ist herzustellen, durch ihr "Methoxyäquivalent" bezeichnet. Zum Beispiel werden für ein Kohlenwasserstoffprodukt mit einem mittleren Wert der Kohlenstoffzahl von 5,8 Kohlenstoffatomen die folgenden Gleichungen angewendet:
(1) 5,8 MeOH → (C5,8H13,6) + 5,8 H&sub2;O
(2) 5,8 DME → 2 (C5,8H13,6) + 5,8 H&sub2;O
Daher stellt jedes Mol von MeOH ein Methoxyäquivalent dar, und jedes Mol von DME stellt zwei Methoxyäquivalente dar.
Innerhalb des Zusammenhangs dieser Erfindung kann die als Zufuhr verwendete Methoxyverbindung nur Methanol, nur Dimethylether oder Mischungen davon sein, zusammen mit einem solchen Gehalt an Wasserdampf, wie für ihre Herstellung normal ist, oder vorzugsweise, nachdem Wasser, das bei ungefähr 38ºC (100ºF) kondensierbar ist, daraus abgetrennt worden ist. Die Beschaffenheit der Methoxyzusammensetzung, ausgewählt als frische Zufuhr zu einem MTG-Reaktor, beeinflußt die Beschaffenheit und/oder Menge von Verdünnungsgas, mit welchem es für richtige Steuerung der Mäßigung des Temperaturanstiegs und der Wasserkonzentration innerhalb eines MTG-Reaktors kombiniert werden muß. Auf einer Methoxyäquivalentbasis setzt jedes Mol von MeOH eine größere Wärmemenge (55718 J/gmol (24000 BTU/lb-mol)) und H&sub2;O-Nebenprodukt (1 mol H&sub2;O/mol) frei als DME (1/2 mol H&sub2;O/mol und 81720 J/g-mol (35200 BTU/lb-mol)). Weiterhin beeinflußt, da die spezifische Wärme von MeOH (70,9 J/ºC/g-mol (16,94 BTU/ºF/lb-mol)) und DME (104,9 J/ºC/g-mol (25,08 BTU/ºF/lb-mol)) sich unterscheiden, die Zusammensetzung der ausgewählten Methoxyzufuhr das Maß, bis zu dem die Zusammensetzung von Methoxy + Umlaufverdünnungsgas vor ihrer Mischung mit dem Produktabflußgas aus einem vorhergehenden MTG-Reaktor vorgewärmt werden muß, um einen kombinierten Gasstrom mit geeigneter Temperatur und spezifischer Wärmekapazität zur Zufuhr zu einem nachfolgenden MTG-Reaktor zu liefern.
Ein idealer Fall für die Zwecke des Erreichens der größten Einsparungen bei den gesamten Wärmeaustauschanforderungen für das Verfahren der Kohlenwasserstoffherstellung ist der der ausschließlichen Verwendung von DME als der Methoxyverbindung. Der nächste in der Reihenfolge der Bevorzugung ist der der Verwendung einer Dehydratisierungsgleichgewichtsmischung von MeOH + DME als der Methoxyzufuhr.

DER MTG-KATALYSATOR

Eine Vielfalt von Zusammensetzungen ist als geeignete Katalysatoren für die Umwandlung von Methoxyverbindungen in Kohlenwasserstoffverbindungen offenbart worden, wie zum Beispiel in den US- Patentschriften 3702886; 3709979; 3832449; 3998889, 4076842; 4016245 und 4046859, deren Offenbarungen hier durch Bezugnahme einbezogen sind. Weiterhin ist diese Erfindung auf jede Zusammensetzung anwendbar, die jetzt existiert oder welche entwickelt werden kann, welche die Umwandlung von Alkoxyverbindungen in Kohlenwasserstoffprodukte katalysiert, insbesondere in denen die Katalysatorzusammensetzung eine ähnliche Empfindlichkeit für Temperatur und Wasserkonzentration hinsichtlich ihrer Aktivität und Alterungseigenschaften wie die jetzt existierenden MTG- Katalysatorzusammensetzungen zeigt.
Welche MTG-Katalysatorzusammensetzung auch immer zur Verwendung ausgewählt wird, damit eine im wesentlichen vollständige Umwandlung der Methoxyverbindung in Kohlenwasserstoff vor sich geht, muß das Methoxy enthaltende Zufuhrgas zuerst konditioniert werden, um ungefähr mindestens eine minimale Einlaßtemperatur (TI) von ungefähr 343ºC (650ºF) und vorzugsweise ungefähr 371ºC (700ºF) zu haben. Weiterhin sollte das Zufuhrgas eine spezifische Wärmekapazität haben, die die Temperaturerhöhung (ΔTR) zwischen der Einlaßtemperatur (TI) und der Auslaßtemperatur (TR) des MTG-Reaktors auf weniger als 56ºC (100ºF), vorzugsweise 47ºC (85ºF) oder weniger, begrenzt. Die Gaseintrittstemperatur kann im Bereich von ungefähr 343 bis 382ºC (650 bis 720ºF) liegen, um vollständige Umwandlung sicherzustellen, während die Auslaßtemperatur auf einen Bereich von ungefähr 388-427ºC (730-800ºF) begrenzt sein sollte. Um vorzeitige Alterung oder Beschädigung des MTG-Katalysators zu verhüten, sollte eine Temperatur von 427ºC (800ºF) nicht überschritten werden. Außerdem sollte der Wasserdampfpartialdruck am Auslaß auf einen Bereich von 186 bis 223 kPa (1,85 bis 2,2 ata) und vorzugsweise 197 bis 217 kPa (1,95 bis 2,15 ata) begrenzt sein.
Innerhalb der breiten Bereiche von Einlaß- und Auslaßtemperatur werden für Zwecke der Produktzusammensetzung und -verteilung verschiedene schmalere Bereiche bevorzugt. Zum Beispiel wurde gefunden, daß die Menge von Durol - eine für Zwecke von Treibstoffanwendungen nicht wünschenswerte Kohlenwasserstoffkomponente - mit der Reaktionstemperatur variiert, wobei sie mit geringeren Reaktionstemperaturen zunimmt und mit höheren Temperaturen abnimmt. Um dementsprechend den Durolgehalt zu minimieren, während die Fraktion von flüssigem Kohlenwasserstoff und die Oktanzahl der Fraktion von flüssigem Kohlenwasserstoff maximiert wird, wird eine Einlaßtemperatur von mindestens ungefähr 371ºC (700ºF) bevorzugt. Um weiter gegen vorzeitiges Altern des Katalysators oder Zerstörung zu sichern, wird eine Temperatur von 418ºC (785ºF) und ein Wasserdampfpartialdruck von 223 kPa (2,2 ata) am Reaktorauslaß vorzugsweise nicht überschritten.
Das verbesserte Verfahren basiert auf adiabatischer Reaktion in einem mehrfachen Reaktorsystem mit Zwischeneinspritzung von kühlerer Zufuhr. Während die unterschiedlichen Reaktoren leicht unter unterschiedlichen Bedingungen arbeiten können, ist es leichter, das neue Verfahren und seine Vorteile zu erklären, indem der spezielle Fall aller Reaktorschritte diskutiert wird, die unter ähnlichen Bedingungen arbeiten, was den Temperaturbereich für den Kontakt mit dem Katalysator und den endgültigen Wasserdampfdruck der Reaktanten in jedem Reaktor betrifft.
Als typische Gruppe von Bedingungen, um durch diese die praktische Ausführung des Verfahrens dieser Erfindung zu veranschaulichen, wird, wenn nicht anderweitig angegeben, für jeden Reaktor in den Reihen eine Gasstromeinlaßtemperatur von 377ºC (710ºF) verwendet, und die Gaszusammensetzung für die Zufuhr dazu wird ausgewählt, um eine ΔTR von 42ºC (75ºF) für ein Auslaßgas von 418ºC (785ºF) bei einem Auslaßdruck bereit zu stellen, der einen Wasserdampfpartialdruck von ungefähr 202 kPa (2 ata) bereitstellt. Die Methoxyzufuhr für jeden ist wie angegeben MeOH, DME oder eine Mischung davon und ist so zur Verwendung bei einer Temperatur von 38ºC (100ºF) verfügbar. Das Verdünnungsumlaufgas ist ein gasförmiges C&sub2;- und C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffprodukt des MTG-Verfahrens oder eine Mischung davon in einem Molverhältnis, das eine g-mol-(lb-mol)-Menge davon bereitstellt, um eine spezifische Wärmekapazität wie angegeben zu haben. Weiterhin werden die spezifischen Wärmewerte der verschiedenen Komponenten der beteiligten Gasströme für Berechnungen der spezifischen Wärmekapazitäten dieser Gasströme verwendet, wie in dem Text, welcher folgt, angegeben ist. Die genauen numerischen Werte dieser spezifischen Wärmewerte können in der tatsächlichen praktischen Ausführung mit Variationen in den genauen Zusammensetzungen der Komponenten und/oder der Temperatur und den Drücken, denen sie tatsächlich unterworfen werden, etwas variieren, wie durch den Fachmann anerkannt werden wird. Wie gewünscht kann beim Umsetzen dieser Erfindung in die tatsächliche praktische Ausführung ein Fachmann ohne unangemessenes Experimentieren genauere und akkuratere numerische Werte für die Umstände der tatsächlichen Anwendung bestimmen.
Nichtsdestoweniger würde dieses die nachstehend in der Diskussion der Ergebnisse der Verwendung dieser Erfindung angegebenen genauen numerischen Werte bloß leicht verändern, aber nicht die diskutierten allgemeinen Schlußfolgerungen über die Ergebnisse und Vorteile, die aus einer praktischen Ausführung dieser Erfindung zu haben sind, wesentlich beeinflussen.

DIE ZUSAMMENSETZUNG DER FRISCHEN ZUFUHR

Die Zusammensetzung der frischen Zufuhr, die zu einem Produktabflußgas aus einer vorhergehenden MTG-Reaktion hinzugefügt werden soll, um ein kombiniertes Gas zu bilden, das einer nachfolgenden MTG-Reaktion zugeführt werden soll, kann begrifflich als zwei Komponenten enthaltend angesehen werden, welche in der Summe gleich der Zusammensetzung der frischen Zufuhr sind. Die erste Komponente der frischen Zufuhr ist die Menge von Alkoxyverbindung, die erforderlich ist, um die Produktabflußgas-Zusammensetzung um das gewünschte Delta (Δ) zwischen TR und TI (ΔTR) aufzuwärmen, das in der nachfolgenden MTG-Reaktion erreicht werden soll. Die zweite Komponente ist die Menge von Alkoxy plus Umlaufverdünnungsmittel-Zusammensetzung, welche durch sich selbst mit einem für die nachfolgende MTG-Reaktion gewünschtem ΔTR reagieren würde (nachstehend wird diese Komponente als die "ΔTR-ausgewogene Alkoxy-Umlaufverdünnungsmittel-Zusammensetzung" bezeichnet). Wenn summiert, stellen die erste und zweite Komponente eine Gesamtmenge von frischer Zufuhr mit einer Gesamtmenge von spezifischer Wärmekapazität bereit, die das Abflußgas durch Aufwärmen der frischen Zufuhr herunterkühlt, wobei ein kombiniertes Gas der als der Einlaßtemperatur (TI) für den Zutritt zu der nachfolgenden MTG-Reaktion gewünschten Temperatur gebildet wird. Diese diktiert dann wieder die Temperatur, auf welche die frische Zufuhr selbst vorgewärmt werden muß (TP), bevor sie mit dem Produktabflußgas gemischt wird, welches seine Reaktionstemperatur (TR) hat, wobei das kombinierte Gas mit der Temperatur TI gebildet wird, das aufgrund der Reaktion in einem nachfolgenden MTG-Bereich in der Temperatur um ΔTR zunimmt, um wie gewünscht ein neues Abflußgas mit einer Auslaßtemperatur TR zu liefern.
Wenn man zwei Gasströme hat, die jeweils die gleiche Temperatur, sagen wir TR, haben, dann wird bei Mischung des einen mit dem anderen ein kombinierter Gasstrom mit der gleichen Temperatur TR erhalten. Wenn man jedoch einen Gasstrom nimmt, der seinen Alkoxygehalt schon umgesetzt hat, um eine Temperatur TR zu erreichen, und einen anderen Gasstrom, welcher eine Temperatur TP hat, von welcher er durch Reaktion seines Alkoxygehalts eine Temperatur TR erreichen würde, und den heißen mit dem kühleren Gasstrom mischt, wird ein kombinierter Gasstrom mit einer Temperatur TI erhalten, welche geringer als die TR des heißen Gasstromes, aber größer als die TP des kühleren Gasstromes ist. Danach erhöht die Reaktion des Alkoxygehalts dieses kombinierten Gasstromes seine Temperatur auf TR; dieses, weil jeder der Komponententeile dieses kombinierten Gasstromes - der heißere und der kühlere Gasstrom - entweder sofort bei der Temperatur TR waren oder durch Reaktion ihres Alkoxygehalts auf die Temperatur TR erhöht werden würden.
Die Temperatur TI, die beim Mischen der beiden Gasströme erhalten wird, steht in Beziehung zu der spezifischen Wärmekapazität von jedem, welche dann wieder in Beziehung zu der Zusammensetzung und Menge von jedem steht. Jede molekulare Spezies, die jeder Gasstrom enthält, hat einen spezifischen Wärmewert in Form der Wärme (J) (BTU), die erforderlich ist, um seine Temperatur ºC (ºF) pro einer Einheitsmenge (g-mol) (lb-mol) dieser Spezies zu erhöhen. Hierin sind die spezifischen Wärmewerte in Form von J/ºC/g-mol (BTU/ºF/lb-mol) angegeben, was die Anzahl der erforderlichen J (BTU), um ein gmol (lb-mol) dieses Materials um ein ºC (ºF) zu erhöhen, bedeutet. Die spezifische Wärmekapazität eines Gasstroms ist dann die Anzahl von J (BTU), die erforderlich ist, um diesen Gasstrom um ein ºC (ºF) zu erhöhen, und diese spezifische Wärmekapazität ist die Summe des spezifischen Wärmewerts einer Spezies mal ihrer Menge für jede in dem Gasstrom enthaltene Spezies.
So ist zum Beispiel für Methanol (QR = 55718 J/g-mol (24000 BTU/lb-mol)), um es für die Reaktion zu Kohlenwasserstoffprodukten zu konditionieren, derart daß die Temperaturzunahme aufgrund seiner Reaktion 42ºC (75ºF) (ΔTR) ist, erforderlich, daß die spezifische Wärmekapazität des Zufuhrgases, das dieses eine g-mol (lb-mol) Methanol enthält, 55718/42 (24000/75) = 1362 J/ºC (320 BTU/ºF) ist. Das eine g-mol (lb-mol) Methanol selbst trägt 70,9 J/ºC (16,94 BTU/ºF) von dieser spezifischen Wärmekapazität bei, wobei 1291,1 J/ºC (303,06 BTU/ºF) von dieser Kapazität übrig gelassen werden, um von anderen Komponenten, nämlich dem Verdünnungsumlaufgas, das C&sub2;&submin;, C&sub3;&sbplus;, Dampf, Wasserstoff oder Mischungen davon enthält, befriedigt zu werden. Für Diskussionszwecke werden die folgenden spezifischen Wärmewerte für derartige Umlaufmittelkomponenten angenommen: C&sub2;&submin;- Kohlenwasserstoffgas, 55 J/ºC/g-mol (13,16 lb BTU/ºF/lb-mol); C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffgas, 151 J/ºC/g-mol (36,0 BTU/ºF/lb-mol); Dampf, 36 J/ºC/g-mol (8,8 lb BTU/ºF/lb-mol); Wasserstoff, 33 J/ºC/g-mol (8,0 lb BTU/ºF/lb-mol). Wählt man ein 3 : 1-Molverhältnis von C&sub2;&submin;:C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffgas als Verdünnungsmittel aus, hat diese Umlaufmittelmischung einen spezifischen Wärmewert von [(3 · 55) + 151]/4 ([(3 · 13,16) + (36,0)]/4) = 79 J/ºC/g-mol (18,87 BTU/ºF/lb-mol). Dann würden 16,0604 g-mol (lbmol) von diesem 3/1-Umlaufverdünnungsgas für jedes 1 g-mol (lb-mol) von Methanol erforderlich sein, um ein Zufuhrgas zu bilden, das mit einer Temperaturerhöhung von 42ºC (75ºF) reagieren würde. Diese ausgewogene Gaszusammensetzung mit ΔTR = 42ºC (75ºF) würde dann sein:
CH&sub3;OH = 1,00 g(lb)-mol),
Umlaufinittel (3/1) = 16,064 g(lb)-mol),
Spezifische Wärmekapazität = 1362 J/ºC (320 BTU/ºF).
Diese Zufuhr, wie sie zuerst auf 377ºC (710ºF) vorgewärmt wird, reagiert, wenn sie in Kontakt mit einem MTG-Katalysator gebracht wird, wobei ein Produktgas mit einer Temperatur von 418ºC (785ºF) und einer spezifischen Wärmekapazität gebildet wird, von welcher für Diskussionszwecke angenommen wird, daß sie die gleiche ist wie bei dem Zufuhrgas, aus dem sie gebildet wurde, nämlich 1362 J/ºC (320 BTU/ºF).
Dieses heiße Produktgas bei 418ºC (785ºF) hat einen Wärmeinhalt von mehr als dem, bei welchem es anderenfalls eine Temperatur von 377ºC (710ºF) haben würde, von 25320000 J (24000 BTU), welches die Wärme ist, die von der Reaktion des Methanols, aus welchem der Produktgasstrom gebildet wurde, freigesetzt wurde. Übertragung dieser 25320000 J (24000 BTU) Wärme aus diesem Produktgasstrom in ein anderes Medium verringert die Temperatur dieses Produktgasstromes von seiner Temperatur 418ºC (785ºF) auf eine Temperatur von 377ºC (710ºF). Das Medium der Übertragung kann ein kühlerer Gasstrom sein, und die Übertragung kann durch indirekten Austausch wie durch die Wärmeübertragungsoberflächen eines adiabatischen Wärmeaustauschers oder durch direkten Gas-zu-Gas- Kontakt durch Mischen der beiden Gase ausgeführt werden.
In dieser Erfindung wird die Übertragung dieser überschüssigen Produktwärme auf die kühleren Zufuhrgase zum Teil durch adiabatische Wärmeaustauscher ausgeführt - um Chargen eines frischen Zufuhrgases auf eine Temperatur TP vorzuwärmen - und zum Teil durch direkten Gas-zu-Gas-Kontakt - um die vorgewärmten Chargen von frischem Zufuhrgas von ihrer Vorwärmtemperatur TP endgültig auf eine für ihr Zusammenführen mit einem MTG-Katalysator gewünschte Temperatur L aufzuwärmen. Der direkte Gas-zu-Gas-Wärmeaustausch wird zuerst ausgeführt, und das Produktgas aus der letzten der MTG- Reaktionen in den Reihen wird für indirekten Wärmeaustausch durch adiabatische Wärmeaustauscher verwendet, um die frischen Zufuhrgase auf ihre Vorwärmtemperatur TP aufzuwärmen.
Was den direkten Gas-zu-Gas-Wärmeaustausch, um ein frisches Zufuhrgas von seiner Vorwärmtemperatur TP auf die für seinen Kontakt mit einem MTG-Katalysator gewünschte Temperatur TI aufzuwärmen, betrifft, bestimmt die spezifische Wärmekapazität des frischen Zufuhrgases, wieviel es durch das Herunterkühlen von TR des heißen Produktgases, mit welchem es gemischt wird, auf eine Temperatur TI aufgewärmt werden kann. Die Menge, durch welche das frische Zufuhrgas aufgewärmt wird (TI-TP), während das Produktgas heruntergekühlt wird (TR-TI), steht in Zusammenhang mit dem Verhältnis der spezifischen Wärmekapazität des frischen Zufuhrgases (Sf) zu der spezifischen Wärmekapazität des Produktgases (SP) entsprechend der Gleichung:
Sf = (TR - TI)/(TI - TP) · (SP).
Für den Fall, der zur Diskussion steht, bei dem gewünscht wird, den Beginn der nächsten Reaktion bei einer Temperatur TI = 377ºC (710ºF) zu haben, werden die Zusammensetzung und Menge des neuen Zufuhrgases dann durch
Sf(377 (710) - TP) = 25320000 (24000)
bestimmt, und seine spezifische Wärmekapazität ist eine Funktion der Temperatur, auf welche es vorgewärmt wird, bevor es mit dem heißen Produktgas gemischt wird. Wird dann für Diskussionszwecke eine Vorwärmtemperatur des Zufuhrgases von 335ºC (635ºF) (TP) ausgewählt, muß die spezifische Wärmekapazität der frischen Zufuhr gleich der des Produktgases sein, mit welchem sie gemischt werden soll, und der kombinierte Gasstrom wird eine spezifische Wärmekapazität haben, die die Summe seiner Komponententeile ist. Um dann diesen kombinierten Gasstrom zu einer neuen Produktgastemperatur TR = 418ºC (785ºF) reagieren zu lassen, ist erforderlich, daß er eine Menge von Alkoxyverbindung, hier für Diskussionszwecke Methanol, enthält, um seine jetzt verdoppelte spezifische Wärmekapazität von 1215360 J/ºC (640 BTU/ºF) um 42ºC (75ºF) aufzuwärmen, oder 1215360 · 42 = 51045120 J (640 · 75 = 48000 BTU). Diese Wärmemenge wird durch die Reaktion von 908 g-mol (2 lb-mol) Methanol (QR = 55718 J/gmol (24000 BTU/lb-mol)) geliefert, welche 64338 J/ºC (33,88 BTU/ºF) zu den benötigten 607680 J/ºC (320 BTU/ºF) der spezifischen Wärmekapazität beiträgt, die für das neue Zufuhrgas erforderlich sind, was 543340 J/ºC (286,12 BTU/ºF) des Wärmeinhalts übrig läßt, die durch Verdünnungsgas geliefert werden müssen. Wenn diese verbleibende Menge durch ein Verdünnungsgas geliefert wird, das ein 3/1 - Molverhältnis von C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffgas enthält, dann sind 6884 g-mol (15,1627 lb-mol) eines derartigen Umlaufgases erforderlich. Daher würde die Zusammensetzung des frischen Zufuhrgases sein:
CH&sub3;OH = 908 g-mol (2,00 lb-mol)
Umlaufmittel (3/1) = 6884 g-mol (15,1627 lb-mol)
Spezifische Wärmekapazität = 320 BTU/ºF
Die Reaktion der kombinierten Gasmischung erzeugt dann ein neues Produktgas mit einer Temperatur von 418ºC (785ºF) und einem spezifischen Wärmekapazität von 1215360 J/ºC (640 BTU/ºF).
Dieses neue Produktgas (TR = 418ºC (785ºF); SP = 1215360 J/ºC (640 BTU/ºF)) kann als heiße Gasquelle zum Mischen mit einem neuen Teil von frischem Zufuhrgas verwendet werden, um eine kombinierte Gasmischung für eine weitere Reaktion über einem MTG-Katalysator zwischen einem beliebigen Reaktionstemperaturbereich von TI bis TR, wie gewünscht werden kann, zu bilden.
Man nehme zum Beispiel an, daß für diese nächste Reaktion gewünscht wird, den nächsten MTG- Katalysator bei einer Temperatur TI = 371ºC (700ºF) in Kontakt zu bringen und aus dieser Reaktion eine neue Produktgastemperatur zu haben, die auf 393ºC (740ºF) begrenzt ist. In diesem Fall erfordert das vorherige Produktgas ein Herunterkühlen von 418ºC auf 371ºC (785ºF auf 700ºF) für ein TR-TI von 47ºC (85ºF), was bedeutet, daß das vorherige Produktgas 1215360 J/ºC · 47ºC = 57392000 J (640 BTU/ºF x 85ºF = 54400 BTU) Wärme abgeben muß, welche dann zum Aufwärmen des neuen Zufuhrgases auf die gewünschte Einlaßtemperatur von 371ºC (700ºF) verfügbar ist. Sobald diese vorherige Produktgaskomponente auf 371ºC (700ºF) abgekühlt worden ist, erfordert sie bei ihrer spezifischen Wärmekapazität von 1215360 J/ºC (640 BTU/ºF), um ihre Temperatur auf die für das neue Produktgas gewünschte TP = 393ºC (740ºF) zu erhöhen, 1215360 J/ºC · 22ºC = 2700800 J (640 BTU/ºF · 40ºF = 25600 BTU) Wärme, die durch Reaktion von Methanol, enthalten in der neuen Zufuhrcharge, freigesetzt werden sollen. Zu diesem Ende verbleiben, nachdem die Reaktion von Methanol sich selbst oder sein Reaktionsprodukt um 22ºC (40ºF) aufgewärmt hat, wobei 32169 · 22 = 714867 J (16,94 · 40 = 677,6 BTU) der Wärme seiner Reaktion verbraucht werden, 25320000 J - 714867 J = 24605132 J (24000-677,6 = 23322,4 BTU) Wärme, um das vorherige Produktgas aufzuwärmen, somit sind 27008000/24605152 = 1,06667 g-mol (25600/23322,4 = 1,06667 lb-mol) erforderlich, um das vorherige Produktgas von 371ºC wieder auf 393ºC (700 bis 740ºF) zu erwärmen. Wenn wiederum das neue Zufuhrgas auf eine Temperatur TP von 335ºC (635ºF) vorgewärmt worden ist, wird die Zusammensetzung und Menge des neuen Zufuhrgases durch
SF (371-335) (700 - 635) = 57497500 (54500)
bestimmt oder sein erforderlicher SF ist 1589317 J/ºC (836,923 BTU/ºF), von welchem 35310 J/ºC (18,594 BTU/ºF) durch das Methanol bereitgestellt werden, das erforderlich ist, um das vorherige Produktgas wieder zu erwärmen, das Teil des umzusetzenden kombinierten Gasstroms wird. Daher verbleiben 1554006 J/ºC (818,329 BTU/ºF) vom Wert, um in dem neuen Zufuhrgas durch Methanol und Umlaufmittelbestandteile aufgefüllt zu werden, und diese Bestandteile müssen von einer Temperatur TI von 371ºC (700ºF) auf die gewünschte neue Temperatur von 393ºC (740ºF) reagieren. Hier erfordert, um zu die Reaktion von 454 g-mol (einem lb-mol) Methanol auf eine Erhöhung von 22ºC (40ºF) in der Temperatur aufgrund seiner Reaktion zu mäßigen, eine spezifische Wärmekapazität von 25320000/22 = 1139514 (24000/40 = 600 BTU/ºF), von welchem die 454 g-mol (ein lb-mol) Methanol 32169 J/ºC (16,94 BTU/ºF) beitragen, wobei 1107231 J/ºC (583,06 BTU/ºF) der Kapazität übrig gelassen werden, die von einem Umlaufverdünnungsgas zu liefern sind. Wiederum würde die Verwendung eines 3/1-C&sub2; : C&sub3;- Umlaufgasverdünnungsmittels 14028 g-mol (30,8988 lb-mol) eines derartigen Verdünnungsmittels erfordern. Daher würde die ausgewogene Gaszusammensetzung für ΔTR = 22ºC (40ºF) sein:
CH&sub3;OH = 454 g-mol (1,00 lb-mol)
Umlaufinittel (3/1) = 14028 g-mol (30,8988 lb-mol)
Spezifische Wärmekapazität = 1139514 J/ºC (600 BTU/ºF).
Um die benötigten 1554007 J/ºC (818,329 BTU/ºF) zuzuführen, wird das 1,36388fache dieser Menge der ausgewogenen Gaszusammensetzung für ΔTR = 22ºC (40ºF) benötigt. Daher würde das neue Zufuhrgas sein:
Es sollte aus der vorstehend angegebenen allgemeinen Diskussion klar sein, daß, um für das neue Verfahren bedeutende Einsparungen im Wärmeaustausch zu bewirken, die vorstehend erwähnte Temperatur TP der hinzugefügten Zufuhr wesentlich niedriger als die Temperatur TI des Eintritts in den Reaktor, erhalten nach Zugabe des heißen Abgases aus dem früheren Reaktor, sein sollte. Die angegebenen Beispiele zeigen klar, daß eine Verringerung von ungefähr einem Faktor 2 mit einer Differenz von nur 33ºC (60ºF) zwischen diesen beiden Temperaturen erhalten werden kann. Es wird jedoch bevorzugt, eine optimalere Temperaturdifferenz von ungefähr 111ºC (200ºF) und eine größere Anzahl von Reaktoren, wie 10, vorzugsweise 5 bis 8, zu verwenden, so daß eine Verringerung mit einer beträchtlicheren Wärmeaustauschleistung um ungefähr eine Größenordnung erhalten werden kann, insbesondere wenn nur DME verwendet wird.
Es sollte selbstverständlich sein, daß, insbesondere wenn eine größere Anzahl von Reaktoren verwendet wird, der so erhaltene Druckabfall beginnen kann, eine negative Auswirkung auf die Größe des Wärmeaustauschers auszuüben. Dieses muß bei der Berechnung der zu erhaltenden Vorteile berücksichtigt werden.
Um dementsprechend den Wirkungsgrad von Wärmeaustauscharbeitsgängen (welcher eine Variable von Druck und dem Volumen des für den Wärmeaustausch behandelten Gases ist) zu maximieren, während die für das Vorwärmen der frischen Zufuhr und/oder das Herunterkühlen des Produktgases für die Produktgewinnung erforderliche Einsparung außerdem maximiert wird, werden die folgenden Bedingungen bevorzugt:
(1) Vorwärmen des frischen Zufuhrgases auf eine Temperatur innerhalb von 42-144ºC (75 bis 260ºF) der Temperatur TI, ausgewählt für den Zutritt des kombinierten Gasstroms zu dem nachfolgenden MTG-Reaktionsbereich, vorzugsweise auf innerhalb von 56-117ºC (100 bis 210ºF) und stärker bevorzugt auf innerhalb von 56-90ºC (100 bis 160ºF);
(2) Bildung des kombinierten Gasstroms, um eine Temperatur TI von 343-382ºC (650- 720ºF) und vorzugsweise von etwa 357-382ºC (675-720ºF) zu haben;
(3) Auswahl des Alkoxygehalts des frischen Zufuhrstroms, um einen Gehalt an Reaktionswärme zu haben, der aufgrund der Reaktion dieses Alkoxygehalts davon die Temperatur des vereinigten Gasstroms um eine ΔTR von 5,6-83ºC (10-150ºF) erhöhen würde, vorzugsweise um 17-67ºC (30-120ºF), stärker bevorzugt um 28-56ºC (50-100ºF) und am meisten bevorzugt um 287ºC (50-85ºF); und
(4) aus der Reaktion des vereinigten Gasstroms in dem nachfolgenden MTG- Reaktionsbereich Bildung eines neuen Abflußgases mit einer Temperatur TR von ungefähr 371-427ºC (700 bis 800ºF), vorzugsweise von ungefähr 388-427ºC (730 bis 800ºF) und stärker bevorzugt von ungefähr 399-418ºC (750 bis 785ºF).

REAKTORREIHENFOLGE

Abb. 1 stellt eine Ausführungsform des Verfahrens dar, welche fünf MTG-Reaktoren im Reihenfluß, die Reaktoren 10, 20, 30, 40 und 50, verwendet. Eine Methoxyzufuhr mit einer geeigneten Menge von Wasser, um Initiierung der Reaktion über dem MTG-Katalysator zu erlauben, zusammen mit einer geeigneten Menge von Umlaufverdünnungsgas bei 38ºC (100ºF), wird durch die Leitung 2 zum Wärmeaustausch 3 geführt und wird dort auf 377ºC (710ºF) vorgewärmt, dann durch die Leitung 4 in den Eintritt des Reaktors 10 geführt und in Kontakt mit einem MTG-Katalysator überführt. Das Produktabflußgas wird durch die Leitung 11 in die Leitung 12 geführt. Eine frischen Menge von Methoxyzufuhr bei 38ºC (100ºF) wird aus der Leitung S durch den Wärmeaustauscher 6 geführt und wird auf eine Temperatur TP vorgewärmt und wird dann von der Leitung 7 durch das Dosierventil 7a in die Zumischung mit dem Produktabflußgas in Leitung 12 geführt. Eine weitere Menge von Umlaufverdünnungsgas 5a bei 38ºC (100ºF) wird durch den Wärmeaustauscher 8 geführt und wird auf die Temperatur TP vorgewärmt, dann durch die Leitung 9 durch das Dosierventil 9a in die Zumischung mit dem Produktabflußgas und der Methoxyzufuhr in Leitung 12 geführt. Eine weitere Menge von Umlaufverdünnungsgas 5a bei 38ºC (100ºF) wird durch den Wärmeaustauscher 8 geführt und wird auf die Temperatur TP vorgewärmt, dann durch die Leitung 9 durch das Dosierventil 9a in die Zumischung mit Produktabflußgas und der Methoxyzufuhr in Leitung 12 geführt. Der kombinierte Gasstrom wird aus der Leitung 12 in den Kontakt mit dem MTG-Katalysator in Reaktor 20 geführt und die Produktabflußgase werden von dort durch die Leitung 13 in die Leitung 14 geführt, wo das Produktabflußgas mit einer weiteren Menge von Methoxyzufuhr und Umlaufverdünnungsgas gemischt wird, jedes bei der Temperatur TP, wie es durch die Ventile 7b bzw. 9b in die Leitung 14 dosiert wird. Wieder wird das Produktabflußgas vom Reaktor 30 durch die Leitung 15 in eine weitere Menge von Methoxy- und Umlaufgas geführt, jedes bei TP, wie es durch die Ventile 7c bzw. 9c dosiert wird, und die kombinierten Gase werden über die Leitung 16 in den Kontakt mit einem MTG-Katalysator in Reaktor 40 geführt. Das Produktabflußgas aus dem Reaktor 40 wird durch die Leitung 17 in die Mischung mit einer weiteren Menge von Methoxy- und Umlaufverdünnungsgas bei Tp geführt, wie es durch die Ventile 7d bzw. 9d dosiert wird, und die kombinierten Gase werden durch die Leitung 18 in den Kontakt mit einem MTG-Katalysator in Reaktor 50 geführt. Das Produktabflußgas aus Reaktor 50 wird durch die Leitung 19 zu nachfolgenden Verarbeitungseinheiten geführt, wo es auf 38ºC (100ºF) gekühlt wird, um seine verschiedenen Komponenten abzutrennen und zu gewinnen, wie beispielsweise sein Gehalt an C&sub2;- und C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffen zur Umlaufverwendung als Verdünnungsgas, sein Gehalt an flüssigem Kohlenwasserstoff, der zu seinen Fraktionen mit Treibstoffqualität verarbeitet werden soll, und sein Wassergehalt.

WÄRMEAUSTAUSCHANFORDERUNGEN

In dem Verfahren zur Umwandlung einer Alkoxyverbindung in Kohlenwasserstoffprodukte durch Zusammenführen mit einem MTG-Katalysator ist es notwendig, Ausgangsmaterialien von Alkoxy- Verdünnungsgasen von ihrer einheitlich verfügbaren Temperatur (T&sub0;) auf eine Temperatur, bei der sie über einem MTG-Katalysator reagieren, nämlich TI, zu erwärmen. Auf Grund der exothermen Reaktion der Alkoxyverbindung zu Kohlenwasserstoffprodukt hat das so aus der Zusammenführung mit dem MTG- Katalysator erhaltene Produktabflußgas eine noch höhere Temperatur, TR. Um das Kohlenwasserstoffprodukt aus den Reaktionsgasen zu gewinnen, ist es notwendig, das Produktabflußgas von seiner Temperatur TR auf eine Temperatur zu kühlen, bei der sein Inhalt an nonnalerweise flüssigen Kohlenwasserstoffen kondensiert, typischerweise etwa 38ºC (100ºF).
Typischerweise werden die Produktgase bei TR und die Ausgangsgase bei T&sub0; durch adiabatische Wärmeaustauscher geführt, wobei der Wärmegehalt Q zwischen den Produktgasen und den Ausgangsgasen durch eine Wärmeaustauschoberfläche, die diese Gasströme trennt, ausgetauscht wird, wodurch die Produktgase in dem Maß in der Temperatur abkühlen, in dem sie einen Gehalt Q ihrer Wärme auf die Ausgangsgase übertragen, deren Temperatur dadurch erhöht wird.
Im Idealfall enthält das Produktgas eine Wärmemenge Q, die um eine Menge mehr als die Menge, die erforderlich ist, um die Ausgangsgase auf TP aufzuwärmen, ist, die gleich der Wärme ist, die von der Alkoxyverbindung freigesetzt wird, die umgesetzt wird, wobei die Produktgase erzeugt werden. So werden im Anschluß an den ersten Wärmeaustausch zwischen den Produktgasen bei TR und den Ausgangsgasen bei T&sub0; durch die Wärmeaustauschoberfläche eines adiabatischen Wärmeaustauschers die Ausgangsgase auf TP aufgewärmt, und die Reaktionsgase werden auf eine Temperatur Tx = TR - (TP - T&sub0;) heruntergekühlt. Um die normalerweise flüssigen Kohlenwasserstoffverbindungen aus den Reaktionsgasen zu gewinnen, ist es deshalb notwendig, sie von ihrer Temperatur Tx weiter auf ungefähr 38ºC (100ºF) zu kühlen, welches typischerweise die Temperatur T&sub0; ist, bei welcher die Ausgangsgase verfügbar sind, da ein größerer Teil der Ausgangsgase die C&sub2;&submin;- und/oder C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffnebenprodukte sind, die aus den Reaktionsgasen gewonnen werden und als Umlauf oder Verdünnungskomponente eines Ausgangsmaterials verwendet werden. In diesem letzten Schritt des Abkühlens der Reaktionsgase werden die Reaktionsgase bei Tx in einem adiabatischen Wärmeaustauscher, der mit Kühlwasser arbeitet, typischerweise bei einer Kühlwassertemperatur von 21ºC (70ºF), wärmeausgetauscht.
Mit dem Verfahren dieser Erfindung ist es möglich, bedeutende Einsparungen bei den Wärmeaustauschanforderungen hinsichtlich der Größe der Wärmeaustauscher, die für die Leistungen des Aufwärmens des Ausgangsmaterials erforderlich sind, und der Wärmeaustauscher, die für den letzten Schritt des Herunterkühlens der Reaktionsgase für die Gewinnung des Kohlenwasserstoffprodukts erforderlich sind, zu verwirklichen.
Zum Beispiel veranschaulichen, auf der Basis von Methoxyäquivalent, das zu Kohlenwasserstoffprodukt verarbeitet wird, indem als Standard zum Vergleich ein Verfahren verwendet wird, das einen einzigen Reaktordurchgang der gleichen Menge von Methoxyverbindung zur Umwandlung in Kohlenwasserstoffprodukt bei einer Reaktoreinlaßtemperatur von 377ºC (710ºF) und einer Auslaßtemperatur von 418ºC (785ºF) und bei einem Auslaßdruck, der einen Wasserpartialdruck von 217 kPa (2,15 ata) bereitstellt, und wobei die Ausgangsgase bei 38ºC (100ºF) verfügbar sind und das Umlaufverdünnungsgas ein 1 : 3-Molverhältnis von C&sub3;&sbplus; : C&sub2;-Nebenproduktgas enthält, die Abb. 2 und 3 die Auswirkung auf die Größe der Wärmeaustauscher, bezogen auf die relative Wärmeaustauschoberfläche (AR), die für das Erwärmen des Ausgangsmaterials erforderlich ist.
Abb. 3 ist für Methanol, das 0,35 mol Wasser pro mol Methanol enthält, als Zufuhr, Abb. 2 ist für trocknes DME als Zufuhr.
Die Abb. 2 und 3 zeigen die Ergebnisse einer Reihe von Berechnungen, basierend auf der Annahme des maximal erlaubbaren Druckes in dem zweiten Reaktor, Reaktor II, welcher der erste Reaktor mit einer kleinen Menge Verdünnungsumlaufgas in der Zufuhr ist. Von da ab wird ein Druckabfall pro Reaktorstufe von 35 kPa (0,35 ata) angenommen. Der endgültige Druck aus dem letzten Reaktor wird als Richtlinie für die Größe der relativen Wärmeaustauscheroberfläche angenommen, die zum Aufwärmen der Zufuhren notwendig ist. Der Wärmeaustauscher für die Zufuhr des ersten Reaktors, Reaktor I, ist getrennt von dem kombinierten Wärmeaustauscher für die kombinierte kalte Zufuhr bemessen. Für alle Reaktoren wird in beiden Fällen eine Reaktionstemperatur gewählt, die bei 377ºC (710ºF) beginnt und bei 418ºC (785ºF) endet. Die hinzugefügte Zufuhr wird mit einer Reihe von Vorwärmtemperaturen TP, die sich in Schritten von 28ºC (50ºF) von 38ºC (100ºF) bis 343ºC (650ºF) ändern, eingeführt. Die Abbildungen zeigen klar ein Minimum für die relative Wärmeaustauschoberfläche, die sich mit der Zahl der verwendeten Reaktorschritte ändert. Das Minimum scheint bei ungefähr der gleichen Temperatur zu liegen, unabhängig von der Beschaffenheit der Methoxyzufuhr. Für beide betrachtete Zufuhren liegt das Minimum bei einer Vorwärmtemperatur Tp von ungefähr 288ºC (550ºF) für fünf Reaktoren und nimmt langsam zu einem flachen Minimum um TP = 232ºC (450ºF) herum ab, wenn zehn Stufen verwendet werden.
Zum Vergleich sollte vermerkt werden, daß eine Ein-Reaktor-Herangehensweise, wie sie für Methanol mit 0,35 Mol Wasser pro Mol Methanol angewendet wird, auf der Basis eines Arbeitsdrucks von 2228 kPa (22,06 ata), der sich aus der ausgewählten Zufuhr ergibt, eine Wärmeaustauschoberfläche von ungefähr 325,4 relativen Einheiten erfordert. Mit der gleichen Zufuhr verringert das vorliegende System mit zehn Stufen diese Wärmeaustauschoberflächenzahl auf 42,6 relative Einheiten, während die Verwendung von DME sie auf 28,5 relative Einheiten weiter verringert.
Die Schlußfolgerung ist deshalb, daß das Verfahren dieser Erfindung die für das Aufwärmen des Zufuhrgases erforderliche Wärmeaustauschoberfläche um das 8- bis 10-fache verringert.
Wie ebenfalls wahrgenommen werden kann, wird in dem Verfahren dieser Erfindung die Verwendung eines Umlaufverdünnungsgases mit einer geringen spezifischen Wärmekapazität als Ausgangskomponente gegenüber derjenigen eines Verdünnungsgases mit einer hohen spezifischen Wärmekapazität bevorzugt. Da der C&sub2;-Gehalt eines Verdünnungsumlaufgases auf Kosten seines C&sub3;&sbplus;- Gehalts zunimmt, während die spezifische Wärmekapazität des Verdünnungsgases die gleiche bleibt, nimmt dann die Menge von Verdünnungsumlaufgas zu und stellt ein größeres Volumen des endgültigen Produktgases dar. Dies bedeutet dann wieder, daß der Gehalt an dem Nebenprodukt Wasser des endgültigen Produktgases ein kleiner Anteil des gesamten Gasinhalts wird und das Gas bei einem höheren Druck verarbeitet werden kann, während sein Wassergehalt noch bei dem gleichen Wasserdampfpartialdruck gehalten wird. Um zum Beispiel 454 g-mol/Stunde (1 lb-MPH) Methanol (CH&sub3;OH), wobei MPH mol pro Stunde bedeutet, zu einem Kohlenwasserstoffprodukt mit einem auf 42ºC (75ºF) begrenzten Temperaturanstieg des Gasstroms umzusetzen, ist eine Zusammensetzung des Zufuhrgases erforderlich, die eine spezifische Wärmekapazität von 607680 J/ºC (320 BTU/ºF) hat. Von dieser Menge trägt das Methanol selbst 32169 J/ºC (16,94 BTU/ºF) bei, wobei 575511 J/ºC (303,06 BTU/ºF) übrig gelassen werden, die durch ein Verdünnungsumlaufgas zu liefern sind. Wenn nur durch ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas geliefert, dann würden 3822,68 g-mol/Stunde (8,42 lb-MPH) C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas erforderlich sein und das endgültige Produktgas würde 3823 g-mol/Stunde (8,42 lb-MPH) C&sub3;&sbplus;-Umlauf, 454 g-mol (1 lb-MPH) H&sub2;O und 78,3 gmol/Stunde (0,1724 lb-MPH) Kohlenwasserstoffprodukt enthalten, und ein Gesamtdruck von 1937 kPa (19,18 ata) würde einen Wasserdampfpartialdruck von 202 kPa (2,0 ata) erzeugen. Andererseits würden, wenn der Rest der erforderlichen spezifischen Wärmekapazität nur durch ein C&sub2;-Umlaufmittel geliefert werden würde, dann 10455 g-mol/Stunde (23,03 lb-MPH) C&sub2;-Umlauf erforderlich sein, und das endgültige Produktgas würde 10456 gmollStunde (23,03 lb-MPH) C&sub2;-Umlauf, 454 g-mol/Stunde (1 lb-MPH) H&sub2;O und 78,3 g-mol/Stunde (0,1724 lb-MPH) Kohlenwasserstoffprodukt enthalten. Bei einem Druck von 4888 kPa (48,40 ata) würde eine derartige Gaszusammensetzung einen Wasserdampfpartialdruck von 202 kPa (2,0 ata) haben. Von den zwei diskutierten Gaszusammensetzungen wird diejenige, die das C&sub2;- Umlaufinittel verwendet, wegen ihrer Verarbeitung bei dem höheren Druck wirksamer wärmeausgetauscht, wobei sie, relativ gesehen, nur ungefähr 57,4% der Wärmeaustauschoberfläche erfordert, als andernfalls von der Gaszusammensetzung unter Verwendung eines C&sub3;&sbplus;-Umlaufinittels erforderlich wären. Jedoch enthält der C&sub3;&sbplus;-Kohlenwasserstoffnebenprodukt-Wasserdampf Olefme, und die Verwendung eines C&sub3;&sbplus;- Umlaufinittels fördert die Weiterreaktion des Olefininhalts davon zu C&sub5;&sbplus;-Kohlenwasserstoffen, was die Ausbeute an Kohlenwasserstoffprodukt mit Benzinqualität vergrößert. Deshalb ist eine vernünftige Menge an C&sub3;&sbplus;-Gehalt in dem Verdünnungsumlaufgas im allgemeinen wünschenswert. Demgemäß wird die Verwendung des C&sub2;-Kohlenwasserstoffnebenprodukts (spezifische Wärme ungefähr 55 J/ºC/g-mol (13,16 BTU/ºF/lb-mol)) und von Verdünnungsgasen, die reich an C&sub2;&submin;- im Vergleich mit C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffnebenprodukt in der Größenordnung eines C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Molverhältnisses von ungefähr 3 : 1 bis ungefähr 1 : 3 sind, als Verdünnungsgaskomponente eines Ausgangsmaterials bevorzugt.
Die Bevorzugung im Hinblick auf die Anzahl der Reaktoren in einer Reihe und die Vorwämtemperatur der frischen Alkoxy-Umlaufverdünnungsmittel-Zufuhr sind etwas voneinander abhängig. In Anbetracht der Tatsache, daß, um den Gasstrom durch den Reaktionszug aufrechtzuerhalten, ein Druckabfall über jeden Reaktor erlaubt sein muß, ist die Anzahl der Reaktoren in einer Reihe, mit einem Maximum an Einsparungen bei den Wärmeaustauschleistungen pro umgewandeltem Methoxyäquivalent, durch diesen Druckabfallfaktor begrenzt, da geringerer Druck geringeren Wirkungsgrad des Wärmeaustauschs bedeutet.
Im allgemeinen wird das Maximum an Wärmeaustauscheinsparungen im Bereich des Vorwärmens der frischen Zufuhr von ungefähr Tp = 204 bis 288ºC (400 bis 550ºF) verwirklicht. Innerhalb dieses Bereiches kann die Anzahl von MTG-Reaktoren, die erforderlich sind, um das Maximum an erforderlichem Wärmeaustausch zu verwirklichen, von ungefähr 5 bis ungefähr 10 Reaktoren variieren. Bei einer Reihe von fünf Reaktoren wird das Maximum an Einsparung beim Wärmeaustausch mit einem Vorwärmen der frischen Zufuhren auf ungefähr 288ºC (550ºF) verwirklicht; während mit einem Vorwärmen der frischen Zufuhr auf 260ºC (500ºF) das Maximum an Wärmeaustauscheinsparung in dem letzten einer Reihe von sechs bis acht Reaktoren verwirklicht wird; und mit einem Vorwärmen von 204ºC (450ºF) wird die maximale Einsparung in dem letzten einer Reihe von neun bis zehn Reaktoren verwirklicht. Auf der Basis von gesamtem umgewandelten Methoxyäquivalent sind, verglichen mit der relativen Wärmeaustauschoberfläche, die zum Aufwärmen des Zufuhrgases für die Umwandlung beim Durchgang durch einen einzigen Reaktor erforderlich ist, gemäß dieser Erfindung mit einem Vorwärmen des frischen Zufuhrgases auf 288ºC (550ºF) mit einer Reihe von fünf Reaktoren nur ungefähr 26,8% der Wärmeaustauschoberfläche erforderlich; für eine Reihe von sechs bis acht Reaktionen mit einem Vorwärmen der frischen Zufuhr auf 260ºC (500ºF) sind nur 22,1 bzw. 16,3% der Wärmeaustauschoberfläche erforderlich; und für eine Reihe von neun bis zehn Reaktoren mit einem Vorwärmen von 204ºC (450ºF) sind nur 14,5 bis 13,1% der Wärmeaustauschoberfläche erforderlich.

STEUERUNG DER PRODUKTZUSAMMENSETZUNG

Zu Zwecken der Beeinflussung der Verteilung der Kohlenwasserstoffe des Produkts in wünschenswerter Weise ist es mit dem Verfahren dieser Erfindung möglich, die Bedingungen der Einlaß- Auslaß-Temperatur und des Wasserdampfpartialdrucks im Abflußgas für jeden Reaktor in der Reihe zu einem Satz von Bedingungen, unterschiedlich zu anderen Reaktoren in der Reihe, maßzuschneidern. Zum Beispiel ist Durol (1,2,4,5-Tetramethylbenzol) nicht eine erwünschte Kohlenwasserstoffkomponente des Produkts, während Toluol und Xylol ("TX"-Octanverstärker) wünschenswerte Kohlenwasserstoffkomponenten sind. Um das Durol zu minimieren und die TX-Komponenten des Kohlenwasserstoffprodukts zu maximieren, kann es wünschenswert sein, die ersten Reaktoren in den Reihen unter der Bedingung einer höheren Einlaßtemperatur zu betreiben (d. h. TI ≥ 382ºC (720ºF)), um die Produktion aromatischer Kohlenwasserstoffe darin zu verringern, während der (die) letzten Reaktor(en) bei der Bedingung einer tieferen Einlaß-Auslaß-Temperatur (d. h. TI = 371ºC (700ºF), TR ≥ 404ºC (760ºF)) betrieben werden, um die Aromatenproduktion zu erhöhen, aber die Übermethylierung der Aromaten zu Durol und/oder Trimethylbenzol zu verringern oder zu begrenzen, mit der Maßgabe, daß alle Reaktoren bei einem ähnlichem Auslaßwert des Wasserpartialdrucks betrieben werden.

DER WASSERSTOFFGEHALT DES UMLAUFVERDÜNNUNGSGASES

Wie vorstehend erwähnt, arbeiten Wärmeaustauscher wirksamer bei höheren anstatt bei tieferen Drucken. Als Faustregel wird der Wärmeaustausch um den Faktor des Druckes (P) zur Potenz 0,6 erhöht. Die dafür benötigte relative Oberfläche steht durch den Faktor (1/P)0,6 mit dem Druck im Zusammenhang.
Weiterhin ist hinsichtlich des Wärmeaustauschs von Gasen der Austausch wirksamer, was Spezies mit niedrigerem Molekulargewicht als mit höherem Molekulargewicht betrifft. Um deshalb den Wirkungsgrad von Wärmeaustauscharbeitsgängen weiter zu erhöhen, wird bevorzugt, als Verdünnungsgaszusammensetzung eine zu verwenden, die einen Prozentsatz von Wasserstoff (spezifische Wärme ungefähr 33 J/ºC/g-mol (8 BTU/ºF/lb-mol)) im Bereich von ungefähr 10 bis zu ungefähr 50 Mol-% Wasserstoff und stärker bevorzugt von ungefähr 15 bis ungefähr 30 Mol-% Wasserstoff einbringt.

UMLAUFBETRIEB DES ERSTEN REAKTORS

In einer anderen Ausführungsform der Erfindung können die für die Umwandlung von Alkoxyverbindung zu Methanol erforderlichen Wärmeaustauschleistungen noch weiter verringert werden, indem der erste MTG-Reaktor in einer Weise betrieben wird, bei der ein Teil seines Produktabflußgases zur Kombination mit frischem Alkoxy-Verdünnungsumlaufmittel-Ausgangsmaterial, das dazugegeben wird, zu seinen Eintritt zurückgeführt wird.
Diese Art und Weise ist in der Abb. 4 veranschaulicht, in der das auf eine Temperatur Tp vorgewärmte Zufuhrgas durch die Leitung 70 zu dem Eintritt 72 des MTG-Reaktors 74 geführt wird. Produktgas bei einer Temperatur TR wird von dem Reaktor 74 durch die Leitung 76 abgezogen und wird dann in zwei Produktströme aufgespalten, einer davon geht durch die Leitung 80 zu dem nächsten MTG- Reaktor in den Reihen (nicht gezeigt), und der andere Teil des Produktgases wird durch die Leitung 78 zu einem Heißgasverdichter 82 geführt, wo er zu einem Druck, der gleich dem des Zufuhrgases zum MTG- Reaktor 74 ist, wieder verdichtet wird, und wird dann in Zumischung mit dem Zufuhrgas, das über die Leitung 70 zu dem Eintritt 72 geführt wird, durch die Leitung 84 zum Hinzufügen in den Reaktoreintritt 72 geführt. In dieser Weise würde, wie durch Abb. 4 veranschaulicht ist, das Alkoxy- Verdünnungsumlaufmittel-Ausgangsmaterial auf eine Vorwärmtemperatur TP vorgewärmt werden und würde bei Kombination mit dem Umlaufteil des Produktstroms bei TR einen kombinierten Gasstrom der Temperatur TI für den Kontakt mit dem MTG-Katalysator bilden. Bei dieser Arbeitsweise wird die Zusammensetzung des Alkoxy-Verdünnungsumlaufmittel-Ausgangsmaterials angepaßt, um eine Menge von Alkoxyverbindung relativ zu dem Gehalt dieser Zufuhr an Verdünnungsumlaufmittel bereit zu stellen, welche aufgrund der Reaktion zu Kohlenwasserstoffprodukt eine Reaktionswärme bereitstellt, die die Temperatur des kombinierten Gasstroms von TI auf TR erhöht. Im übrigen wird festgestellt, daß die Menge von Alkoxyverbindung relativ zu dem Gehalt der Zufuhr an Verdünnungsumlaufinittel diejenige ist, die durch die Reaktionswärme die Temperatur der Zufuhr allein von ihrer Vorwärmtemperatur TP auf TR erhöhen würde.
Diese Arbeitsweise des Produktumlaufs für den ersten MTG-Reaktor bedeutet, daß das Vorwärmen der Ausgangsgase wirksamer durchgeführt werden kann, d. h. eine kleinere Wärmeaustauschfläche erforderlich ist, da der Temperaturunterschied des Wärmeaustauschs ΔT, wie er sich in dem Wätmeaustauschfaktor (1/ΔT) widerspiegelt, jetzt TR-TP anstatt TR-TI ist. Um diesen Produktumlauf durchzuführen, ist eine leichte Wiederverdichtung dieses Teils des Produktgases von seinem Reaktorauslaßdruck (P&sub0;) zu dem Gasdruck erforderlich, der für den Reaktoreintritt (P1) erforderlich ist, mit anderen Worten, den Druckabfall, der über diesem Reaktor erfolgt, zu kompensieren. Dies kann einfach mit einem Heißgebläse, ein herkömmliches Teil der Ausrüstung, durchgeführt werden. Um jedoch ein herkömmliches Heißgebläse für diese Wiederverdichtung zu verwenden, ist das Volumen des Produktumlaufmittels, das erreicht werden kann, durch die Gebläsekapazität begrenzt, und dies wird dann wieder im allgemeinen die Bevorzugung für die in den nachfolgenden MTG-Reaktoren in den Reihen anzuwendenden Bedingungen ergeben. Das heißt, für eine gegebene Gesamtmenge der Benzinproduktion, die gewünscht wird, können, sobald die Kapazität des Produktumlaufs des ersten Reaktors bestimmt ist, die am meisten optimalen Bedingungen für die Vorwämtemperatur des nachfolgenden Zulaufs und die Anzahl von MTG-Reaktoren für die Ausgewogenheit der gewünschten Benzinproduktion ausgewählt werden.

BEISPIELE

Die folgenden Beispiele veranschaulichen die Arbeitsgänge gemäß dem Verfahren der Erfindung und veranschaulichen in einigen Fällen zu Vergleichszwecken Arbeitsgänge gemäß der Praxis im Stand der Technik. Wenn nicht anders angezeigt wurden bei der Erstellung der Beispiele die folgenden Werte angewendet.

REAKTIONSWÄRME

(1) Dimethylether (DME) → (2/5,8) Kohlenwasserstoffe + H&sub2;O (147235 J/ºC/g-mol) (35200 BTU/1lb-mole DME)
(2) Methanol (MeOH) → (1/5,8) Kohlenwasserstoffe + H&sub2;O (100388 J/ºC/g-mol) (24000 BTU/lb-mol MeOH)
Arbeitsgänge gemäß der vorgeschlagenen Erfindung im Vergleich zu denen für ein Verfahren zur Umwandlung der gleichen Menge von Methoxyäquivalent mit einem einzigen Durchgang durch einen Reaktor werden nachstehend diskutiert. In jedem der Beispiele 1 bis 5 ist, wenn nicht anders angezeigt, die Temperatur des Abflußgases am Auslaß (TR) jedes MTG-Reaktors 418ºC (785ºF), ist die Gaseintrittstemperatur (TI) der Gaszufuhren zu jedem MTG-Reaktor 377ºC (710º) und ist der Wasserdampfpartialdruck in dem Abflußgas jedes MTG-Reaktors 217,15 kPa (2,15 ata). Ein Druckabfall von 35 kPa (0,35 ata) über jedem MTG-Reaktor wird angenommen. Beispiel 1 ist ein Vergleichsbeispiel und veranschaulicht die Umwandlung der Methoxykomponente des Zufuhrgases mit einem einzigen Durchgang durch einen Reaktor. Die Beispiele 2 bis 5 veranschaulichen die Umwandlung einer ähnlichen Menge von Methoxykomponente in einer Reihe von fünf Reaktoren, die gemäß dem Verfahren dieser Erfindung arbeiten. Die relative Wärmeaustauschoberfläche (AR), die zum Aufwärmen des Zufuhrgases in den Beispielen erforderlich ist, wird gemäß der Beziehung:
AR = Q (1/ΔT)(1/P)0,6
berechnet, wobei Q die Wärmemenge ist, die erforderlich ist, um ein Zufuhrgas von der Temperatur T&sub0; auf TP aufzuwärmen, wobei für alle Beispiele T&sub0; = 38ºC (100ºF) ist; das ΔT für alle Beispiele TR - TP mit TR = 418ºC (785ºF) ist; und P der Druck des Abflußgases des letzten Reaktors ist und derjenige Druck in kPa (absolute Atmosphären (ata)) ist, der einen Wasserdampfpartialdruck im Abflußgas von 217,15 kPa (2,15 ata) sicherstellt.

BEISPIEL 1 (VERGLEICH):

Dieses Beispiel veranschaulicht eine Umwandlung von Methoxyverbindung in einem einzigen Durchgang, wie diejenige des Verfahrensschemas mit einem einzigen Durchgang, das in Neuseeland angewendet wird. Drei Situationen werden dargestellt: (a) in der die Methoxykomponente Methanol und Wasser in einem Molverhältnis 1 : 0,35 ist, (b) in der die Methoxykomponente eine Gleichgewichtsmischung ist, hergestellt aus der vorstehenden Methanol-Wasser-Zusammensetzung, und Methanol, Dimethylether und Wasser enthält; und (c) in der die Methoxykomponente trockener Dimethylether ist. Das Umlaufverdünnungsgas enthält für jede Situation eine Mischung von C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;- Kohlenwasserstoffnebenproduktgasen, wobei das Molverhältnis von C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus; 3 : 1. ist. Mengen sind in gmol/Stunde (lb-mol/Stunde) angegeben, was als g-MPH (MPH) bezeichnet ist.
Wenn an Stelle eines Umlaufgases mit einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Molverhältnis von 3 : 1 ein Umlaufgas mit einem 5 : 1-Verhältnis verwendet werden würde (welches ähnlich dem tatsächlich in Neuseeland verwendeten Umlaufgas ist), dann würde die für die drei Situationen erforderliche relative Wärmeaustauschoberfläche sein: (a) 9,569 · 10&sup6;; (b) 8,735 · 10&sup6;; und (c) 4,74 · 10&sup6;. Es sollte vermerkt werden, daß im Hinblick auf die Verwendung von trockenem DME für eine Umwandlung mit einem einzigen Durchgang der hohe Druck von mehr als 5050 kPa (50 ata) als nicht wünschenswert anzusehen ist, insofern als er die Herstellung von einem derartig schweren Kohlenwasserstoffprodukt begünstigen kann, wie es schnelles Verkoken und deshalb Desaktivierung des MTG-Katalysators verursacht. Deshalb kann das mögliche Erreichen von größeren Wärmeaustauscheinsparungen aufgrund von Arbeitsgängen bei solchem hohen Druck illusorisch sein.

BEISPIEL 2

Eine Gleichgewichtsmischung von 3213412 g-mol/Stunde (7078 lb-MPH) CH&sub3;OH, 4909556 gmol/Stunde (10814 lb-MPH) DME und 9466354 g-mol/Stunde (20851 lb-MPH) H&sub2;O wird gemäß der Erfindung in einer Reihe von fünf MTG-Reaktoren verarbeitet. Für den ersten MTG-Reaktor der Reihe wird ein Teil dieses Methoxygehalts, zusammen mit einer geeigneten Menge von C&sub2;- und C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas mit einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Verhältnis von 3 : 1 und einer Menge von Wasser, um einen Wasserdampfdruck von 217 kPa (2,15 ata) am Reaktorauslaß sicherzustellen, auf 377ºC (710ºF) vorgewärmt, der Rest dieses Methoxygehalts wird mit dem C&sub2;&submin;- und C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas mit dem Molverhältnis 3 : 1 kombiniert und auf die angegebene Temperatur TP vorgewärmt und als frische Zufuhr den vier anschließenden MTG-Reaktoren proportional zugeteilt, wobei jeder Teil mit dem Abflußgas von einem vorangehenden MTG-Reaktor kombiniert wird, bevor er seinem nachfolgenden MTG-Reaktor zugeführt wird. Die relativen Wärmeaustauscheroberflächen, die für das Vorwärmen der Zufuhr zu dem ersten Reaktor, Reaktor I, und für das Vorwärmen der Zufuhren für die nachfolgenden vier Reaktoren, Reaktoren II-V, erforderlich sind, sind nachstehend angegeben, wie auch die Gesamtmenge der erforderlichen relativen Wärmeaustauschoberfläche.
Die vorstehenden Werte zeigen, daß, wenn die Vorwärmtemperatur TP des frischen Zufuhrgases gesenkt wird, was bedeutet, daß der relative Anteil der frischen Zufuhr, die mit dem heißen Abflußgas aus einem vorhergehenden Reaktor gemischt wird, kleiner wird, der Beitrag der Anforderungen an Wärmeaustauschleistungen zum Vorwärmen des Zufuhrgases des ersten Reaktors zu den gesamten Wärmeaustauschleistungen größer wird. Als Konsequenz sind, selbst wenn von dem gesamten umgewandelten Methoxy das in dem ersten Reaktor umgewandelte ein kleiner Anteil ist, die Anforderungen für sein Aufwärmen zusammen mit seinem Umlaufgasinhalt von größerem Einfluß auf die notwendige gesamte Wärmeaustauschfläche. Wenn an Stelle eines Umlaufgases mit einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;- Molverhältnis von 3 : 1 ein Umlaufgas mit einem Molverhältnis von 1 : 3 verwendet werden würde, dann würde, unter Verwendung der Tp-Bedingung von 316ºC (600ºF) zum Vergleich, die gesamte erforderliche relative Wärmeaustauschoberfläche 447 · 10&sup6; (3,760 · 10&sup6;) betragen, wobei dies auf den geringeren Arbeitsdruck zurückzuführen ist, der erforderlich ist, um den Wasserdampfpartialdruck in dem endgültigen Abflußgas bei 217 kPa (2,15 ata) zu halten.

BEISPIEL 3

In einer Weise ähnlich der von Beispiel 2 werden 6516262 g-mol/Stunde (14353 lb-MPH) trockener Dimethylether als Alkoxykomponente der Zufuhr verwendet. Die folgenden Ergebnisse werden angegeben:
Wenn an Stelle eines Umlaufgases mit einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Molverhältnis von 3 : 1 ein Umlaufgas mit einem Molverhältnis von 1 : 3 verwendet werden würde, dann würde, unter Verwendung der TP-Bedingung von 600ºF zum Vergleich, die erforderliche gesamte relative Wärmeaustauschoberfläche 248 · 10&sup6; (2,087 · 106) betragen.

BEISPIEL 4

Die gleiche Methoxyzufuhr-Zusammensetzung wie in Beispiel 2 wird unter ähnlichen Bedingungen verwendet, außer daß der erste MTG-Reaktor jetzt in einer Weise betrieben wird, bei der ein Teil seines Produktgases zu seinem Eintritt zurückgeführt und mit dem Zufuhrgas dafür gemischt wird. Weiterhin wird das Zufuhrgas für den ersten MTG-Reaktor jetzt auf entweder 316ºC (600ºF) oder 343ºC (650ºF) vorgewärmt, wie nachstehend angegeben ist, und indem es mit dem Teil des Produktumlaufs kombiniert wird, wird ein kombinierter Gasstrom von 377ºC (710ºF) für den Eintritt in den ersten Reaktor gebildet.

BEISPIEL 5

Die gleiche Methoxyzufuhr-Zusammensetzung wie in Beispiel 3 wird unter ähnlichen Bedingungen verwendet, außer daß der erste MTG-Reaktor jetzt in einer Weise betrieben wird, bei der ein Teil seines Produktgases zu seinem Eintritt zurückgeführt wird und mit Zufuhrgas dafür gemischt wird. Weiterhin wird das Zufuhrgas für den ersten MTG-Reaktor jetzt auf entweder 316ºC (600ºF) oder 343ºC (650ºF) vorgewärmt, wie nachstehend angegeben ist, und indem es mit dem Teil des Produktumlaufs kombiniert wird, wird ein kombinierter Gasstrom von 377ºC (710ºF) für den Eintritt in den ersten Reaktor gebildet.
Durch Vergleich der in den Beispielen 1-5 dargestellten Werte ist offensichtlich, daß das Verfahren dieser Erfindung eine bedeutende Verringerung der für das Aufwärmen des Zufuhrgases erforderlichen Wärmeaustauschleistungen ergibt. Deshalb kann unter Verwendung des Methanol-DME- H&sub2;O-Gleichgewichts als der Methoxykomponente der Zufuhr von Situation (b) des Beispiels 1 zum Vergleich, sogar bei einem geringeren als dem am meisten optimalen Vorwärmen des Zufuhrgases von TP = 316ºC (600ºF) (wobei das Optimum 288ºC (550ºF) ist), wie durch Beispiel 2 veranschaulicht ist, die gleiche Komponente Methanol-DME-H&sub2;O-Gleichgewicht mit nur 32% der Wärmeaustauschanforderung von Beispiel 1 umgewandelt werden. Wie durch Beispiel 3 veranschaulicht ist, erlaubt die Verwendung von trockenem DME als der Methoxykomponente des Zufuhrgases in einer Menge, die im Ethoxyäquivalent gleich der Komponente Methanol-DME-Gleichgewicht von Beispiel 1 ist, die Umwandlung mit nur 17,67% der Wärmeaustauschanforderung von Beispiel 1. Wie weiterhin in Beispiel 3 veranschaulicht ist, ist bei der Vorwärmtemperatur des Zufuhrgases von 316ºC (600ºF) der Arbeitsdruck im Hinblick auf den verwendeten trockenen DME 2081 kPa (20,6 ata), deshalb sollte kein Problem mit möglichem Koks über dem MTG-Katalysator entstehen. Weiterhin können, wie im Beispiel 5 veranschaulicht ist, die Wärmeaustauschanforderungen zur Verarbeitung von trockenem DME gemäß der Erfindung weiter auf nur ungefähr 13% von dem, das in Beispiel erforderlich ist, verringert werden, indem der erste MTG-Reaktor in einer Weise betrieben wird, bei der ein Teil seines Abflußgases zu seinem Eintritt zurückgeführt wird, um das Aufwärmen des Zufuhrgases zu unterstützen.
In der praktischen Ausführung dieser Erfindung ist ebenfalls eine Verringerung der Wärmeaustauschleistungen zu verwirklichen, die für den letzten Schritt des Herunterkühlens des Produktgases erforderlich sind, um seinen Gehalt an flüssigem Kohlenwasserstoff zu gewinnen. Deshalb hat im Hinblick auf das Produktgas, das sich in Beispiel 1 aus der Umwandlung der Gleichgewichtsmischung von DME-CH&sub3;OH-H&sub2;O ergibt, das endgültige Produktgas nach dem Wärmeaustausch durch einen adiabatischen Wärmeaustauscher zum Aufwärmen des Zufuhrgases eine erste Abkühltemperatur um 175ºF herum. Im Gegensatz dazu hat das endgültige Produktgas, das sich aus dem Verfahren des Beispiels 2 mit der Vorwärm-Tp = 316ºC (600ºF) nach dem Wärmeaustausch durch adiabatische Wärmeaustauscher zum Aufwärmen des Zufuhrgases ergibt, eine erste Abkühltemperatur Tx um 158ºC (285ºF) herum.
Mit dem Verfahren dieser Erfindung erfordert das endgültige Abkühlen des Produktgases zur Gewinnung von flüssigem Kohlenwasserstoff einen kleineren Wärmeaustauscher, da der Wärmeaustauscher, der benötigt wird, um dieses Gas zu kühlen, mit einem größeren Temperaturunterschied ΔT für die benötigte Abkühlung arbeitet.

Claims

1. Verfahren zur Herstellung von Kohlenwasserstoffverbindungen durch Zusammenführen einer Alkoxyverbindung mit einem MTG-Katalysator zur Umwandlung von Methanol in Benzin (MTG = methanol to gasoline) in einer großen Anzahl von MTG-Reaktionsbereichen, die in einem Reihenfluß angeordnet sind, wobei dasselbe für eine Zone mit einer vorhergehenden Zone die folgenden Schritte enthält:

ein Kombinieren eines Abflußgasproduktes aus einem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich, der bei einer Temperatur TR liegt, mit

(a) einer Alkoxyverbindung; und

(b) einem Verdünnungsgas, das ein C&sub2;-Umlaufgas, ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas, Dampf, Wasserstoff oder Mischungen derselben enthält,

um einen kombinierten Gasstrom zu bilden, wobei in dem kombinierten Gasstrom

1. die Alkoxyverbindung in einer Menge anwesend ist, welche ein Alkoxyäquivalent liefert, welches dasjenige überschreitet, das zu dem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich hinzugefügt worden ist, aus welchem das Abflußgas gebildet wurde; und

2. die Zusammensetzung des Verdünnungsgases eine Temperatur und eine Zusammensetzung aufweist und in einer Menge anwesend ist, welche:

(a) für den kombinierten Gasstrom eine Temperatur von 343ºC bis 382ºC (650ºF bis 720ºF) sicherstellt, und

(b) für den kombinierten Gasstrom eine spezifische Wärmekapazität sicherstellt, welche die Temperaturerhöhung des Gasstromes aufgrund der Reaktion des Inhaltes der Alkoxyverbindung desselben zu Kohlenwasserstoffverbindungen auf weniger als 83,3ºC (150ºF) begrenzt;

(c) für einen gesamten Wasserinhalt im Anschluß an die Reaktion der Alkoxyverbindung zu Kohlenwasserstoffverbindungen sorgt, welcher einen Wasserpartialdruck (als Dampf) von 222 kPa (2,2 ata) nicht überschreitet; und

ein Zusammenführen des kombinierten Gasstromes mit einem MTG-Katalysator in dem nachfolgenden Reaktionsbereich, um ein neues Abflußgasprodukt zu bilden.

2. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem der kombinierte Gasstrom eine Temperatur von 371ºC bis 382ºC (700ºF bis 720ºF) hat, und die Temperaturerhöhung des Gasstromes weniger als 55,6ºC (100ºF) beträgt.

3. Verfahren gemäß Anspruch 2, in welchem die Alkoxyverbindung DME ist, und das Verdünnungsgas ein C&sub2;-Umlaufgas und ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas in einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Molverhältnis von 3 : 1 bis 1 : 3 enthält.

4. Verfahren gemäß Anspruch 3, in welchem das Verdünnungsgas von 10 bis 50 Mol-% Wasserstoff enthält.

5. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem drei bis zehn MTG-Reaktionsbereiche in einem Reihenfluß angeordnet sind, und der kombinierte Gasstrom, der das Abflußgasprodukt aus einem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich und die Alkoxyverbindung und das Verdünnungsgas enthält, sich auf einer Temperatur von 357ºC bis 382ºC (675ºF bis ungefähr 720ºF) befindet, wenn er zuerst mit einem MTG-Katalysator in einem nachfolgenden MTG-Reaktionsbereich in Kontakt gekommen ist und eine spezifische Wärmekapazität hat, die für eine Temperatur von 388ºC bis 427ºC (730ºF bis 800ºF) bei dem Abflußgas, das aus dem nachfolgenden Bereich austritt, sorgt.

6. Verfahren gemäß Anspruch 5. in welchem hinsichtlich eines jeden MTG-Reaktionsbereiches mit einem vorhergehenden Reaktionsbereich jeder kombinierte Gasstrom in einen jeden solchen MTG-Bereich im wesentlichen bei derselben Einlaßtemperatur eintritt, und ein jedes Abflußgas tritt aus einem jeden solchen Bereich im wesentlichen bei derselben Auslasstemperatur aus.

7. Verfahren gemäß Anspruch 6, in welchem der Wasserpartialdruck in einem Abflußgas 222 kPa (2,2 ata) nicht überschreitet.

8. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem die Alkoxyverbindung und das Verdünnungsgas auf eine Temperatur von 232ºC bis 288ºC (450ºF bis 550ºF) vorgewärmt werden, bevor sie mit dem Abflußgasprodukt aus einem vorhergehenden MTG-Reaktionsbereich kombiniert werden.

9. Verfahren gemäß Anspruch 8, in welchem der kombinierte Gasstrom eine Temperatur von 343ºC bis 382ºC (650ºF bis 720ºF) hat, und die Temperaturerhöhung des Gasstromes 47,2ºC (85ºF) oder weniger beträgt.

10. Verfahren gemäß Anspruch 9, in welchem die Alkoxyverbindung DME ist, und das Verdünnungsgas ein C&sub2;-Umlaufgas und ein C&sub3;&sbplus;-Umlaufgas in einem C&sub2;&submin; : C&sub3;&sbplus;-Molverhältnis von 3 : 1 bis 1 : 3 enthält.

11. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem der kombinierte Gasstrom, der zu dem letzten MTG- Reaktor der Reihen zugeführt wird, eine Temperatur von 343ºC bis 371ºC (650ºF bis 700ºF) und eine spezifische Wärmekapazität hat, welche die Temperatur des neuen Abflußgasproduktes auf 404ºC (760ºF) oder weniger begrenzt.

12. Verfahren gemäß Anspruch 11, in welchem der kombinierte Gasstrom, der zu den MTG-Reaktoren außer dem letzten MTG-Reaktor der Reihen zugeführt wird, eine Temperatur von 382ºC (720ºF) oder höher und eine spezifische Wärmekapazität hat, welche seine Temperaturerhöhung auf eine Temperatur von 421ºC (790ºF) oder weniger begrenzt.

13. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem ein Teil des Abflußgasproduktes des ersten MTG- Reaktors zu dem Eintritt des ersten MTG-Reaktors zurückgeführt wird, um dem Zufuhrgas zu dem ersten MTG-Reaktor zugemischt zu werden, zwecks Bildung eines kombinierten Gasstromes, der dem ersten MTG-Reaktor zugeführt wird, wobei derselbe eine Temperatur von 343ºC bis 382ºC (650 bis 720ºF) und eine spezifische Wärmekapazität hat, welche eine Temperaturerhöhung des Gasstromes auf weniger als 83,3ºC (150ºF) begrenzt.

14. Verfahren gemäß Anspruch 13, in welchem der kombinierte Gasstrom, der dem ersten MTG- Reaktor zugeführt wird, eine Temperatur von 343ºC bis 382ºC (650ºF bis 720ºF) und eine spezifische Wärmekapazität hat, welche eine Temperaturerhöhung des Gasstromes auf 55,6ºC (100ºF) oder weniger begrenzt.

15. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem das Verdünnungsgas Dampf in einer genügenden Menge enthält, um einen Dampfpartialdruck in dem neuen Abflußgasprodukt von 197 kPa bis 222 kPa (1,95 ata bis 2,2 ata) sicherzustellen.

16. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem aus der gesamten Menge an Alkoxyverbindung, die zu Kohlenwasserstoffverbindungen umgewandelt worden ist, nicht mehr als 20% der gesamten Alkoxyverbindung in dem ersten MTG-Reaktor der Reihen umgewandelt worden ist.

17. Verfahren gemäß Anspruch 1, in welchem jedes Abflußgasprodukt einen Wasserpartialdruck von 187 kPa bis 222 kPa (1,85 bis 2,2 ata) hat.