EA018431B1 - Способ получения жидких углеводородов из природного газа - Google Patents

Способ получения жидких углеводородов из природного газа Download PDF

Info

Publication number
EA018431B1
EA018431B1 EA201071143A EA201071143A EA018431B1 EA 018431 B1 EA018431 B1 EA 018431B1 EA 201071143 A EA201071143 A EA 201071143A EA 201071143 A EA201071143 A EA 201071143A EA 018431 B1 EA018431 B1 EA 018431B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
gas
hydrogen
synthesis gas
stage
reaction
Prior art date
Application number
EA201071143A
Other languages
English (en)
Other versions
EA201071143A1 (ru
Inventor
Фуюки Яги
Кенити Кавазуиси
Original Assignee
Джэпэн Ойл, Гэз Энд Металз Нэшнл Корпорейшн
Инпекс Корпорейшн
ДжейЭкс НИППОН ОЙЛ ЭНД ЭНЕРДЖИ КОРПОРЕЙШН
Джапан Петролеум Эксплорейшн Ко., Лтд.
Космо Ойл Ко., Лтд.
Ниппон Стил Инджиниринг Ко., Лтд.
Тийода Корпорейшн
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Джэпэн Ойл, Гэз Энд Металз Нэшнл Корпорейшн, Инпекс Корпорейшн, ДжейЭкс НИППОН ОЙЛ ЭНД ЭНЕРДЖИ КОРПОРЕЙШН, Джапан Петролеум Эксплорейшн Ко., Лтд., Космо Ойл Ко., Лтд., Ниппон Стил Инджиниринг Ко., Лтд., Тийода Корпорейшн filed Critical Джэпэн Ойл, Гэз Энд Металз Нэшнл Корпорейшн
Publication of EA201071143A1 publication Critical patent/EA201071143A1/ru
Publication of EA018431B1 publication Critical patent/EA018431B1/ru

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C01B3/48—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents followed by reaction of water vapour with carbon monoxide
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J21/00—Catalysts comprising the elements, oxides, or hydroxides of magnesium, boron, aluminium, carbon, silicon, titanium, zirconium, or hafnium
    • B01J21/10—Magnesium; Oxides or hydroxides thereof
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J23/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00
    • B01J23/38—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00 of noble metals
    • B01J23/40—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00 of noble metals of the platinum group metals
    • B01J23/46—Ruthenium, rhodium, osmium or iridium
    • B01J23/462—Ruthenium
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J37/00—Processes, in general, for preparing catalysts; Processes, in general, for activation of catalysts
    • B01J37/02—Impregnation, coating or precipitation
    • B01J37/0201—Impregnation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C01B3/34—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents
    • C01B3/38—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air by reaction of hydrocarbons with gasifying agents using catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G49/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen-generating compounds, not provided for in a single one of groups C10G45/02, C10G45/32, C10G45/44, C10G45/58 or C10G47/00
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J23/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00
    • B01J23/38—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00 of noble metals
    • B01J23/54—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group B01J21/00 of noble metals combined with metals, oxides or hydroxides provided for in groups B01J23/02 - B01J23/36
    • B01J23/56—Platinum group metals
    • B01J23/58—Platinum group metals with alkali- or alkaline earth metals
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0205—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step
    • C01B2203/0227—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0233—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being a steam reforming step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0205—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step
    • C01B2203/0227—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step
    • C01B2203/0238—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a reforming step containing a catalytic reforming step the reforming step being a carbon dioxide reforming step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/0283—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a CO-shift step, i.e. a water gas shift step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/042—Purification by adsorption on solids
    • C01B2203/043—Regenerative adsorption process in two or more beds, one for adsorption, the other for regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/06—Integration with other chemical processes
    • C01B2203/062—Hydrocarbon production, e.g. Fischer-Tropsch process
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/10—Catalysts for performing the hydrogen forming reactions
    • C01B2203/1041—Composition of the catalyst
    • C01B2203/1047—Group VIII metal catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/10—Catalysts for performing the hydrogen forming reactions
    • C01B2203/1041—Composition of the catalyst
    • C01B2203/1047—Group VIII metal catalysts
    • C01B2203/1052—Nickel or cobalt catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/10—Catalysts for performing the hydrogen forming reactions
    • C01B2203/1041—Composition of the catalyst
    • C01B2203/1047—Group VIII metal catalysts
    • C01B2203/1052—Nickel or cobalt catalysts
    • C01B2203/1058—Nickel catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/10—Catalysts for performing the hydrogen forming reactions
    • C01B2203/1041—Composition of the catalyst
    • C01B2203/1082—Composition of support materials
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1205—Composition of the feed
    • C01B2203/1211—Organic compounds or organic mixtures used in the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1235—Hydrocarbons
    • C01B2203/1241—Natural gas or methane
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1258—Pre-treatment of the feed
    • C01B2203/1264—Catalytic pre-treatment of the feed
    • C01B2203/127—Catalytic desulfurisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/14—Details of the flowsheet
    • C01B2203/146—At least two purification steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/14—Details of the flowsheet
    • C01B2203/148—Details of the flowsheet involving a recycle stream to the feed of the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1025—Natural gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/202—Heteroatoms content, i.e. S, N, O, P
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/42—Hydrogen of special source or of special composition
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/805—Water
    • C10G2300/807—Steam
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • General Health & Medical Sciences (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Abstract

В так называемом способе GTL для получения жидких углеводородов, которые содержат топливную нефть, путем получения из природного газа синтез-газа, последующего получения из полученного синтез-газа нефти Фишера-Тропша посредством синтеза Фишера-Тропша и обогащения полученной нефти Фишера-Тропша синтез-газ, полученный на стадии получения синтез-газа, частично отводят на этапе, предшествующем подаче на стадию получения нефти Фишера-Тропша, и отделяют от синтез-газа, поступающего в отводную линию, водород высокой степени чистоты. Весь отделенный водород высокой степени чистоты подают на стадию обогатительной реакции, где он расходуется в обогатительной реакции в качестве водорода. Кроме того, в синтез-газе, поступающем в отводную линию, осуществляют реакцию конверсии водяного газа с целью увеличения концентрации водорода перед стадией разделения и получения водорода высокой степени чистоты; остаточный газ, оставшийся после разделения, может быть рециркулирован на стадию получения синтез-газа в качестве сырья для получения синтез-газа.

Description

Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к так называемому способу СТЬ (да§ Ιο Ικμιίάδ - перевод газовой фазы в жидкости) получения жидких углеводородов, которые содержат топливную нефть, из природного газа.
Уровень техники
Так называемый способ СТЬ для получения жидких углеводородов, которые содержат топливную нефть, из природного газа описан, например, в документе ЭДО 2007/114274 А1. Фиг. 3 прилагаемых чертежей представляет собой схематическое пояснение последовательности технологических операций такого известного способа СТЬ.
Показанный на фиг. 3 способ СТЬ включает стадию 120 гидрообессеривания для удаления соединений серы из природного газа; стадию 130 получения синтез-газа посредством реакции риформинга природного газа паром и/или диоксидом углерода; стадию 140 извлечения диоксида углерода, осуществляемую при необходимости; стадию 150 получения нефти по Фишеру-Тропшу для получения нефти Фишера-Тропша из синтез-газа посредством синтеза Фишера-Тропша (ТТ); стадию 160 обогатительной реакции гидрогенизации полученной нефти Фишера-Тропша; стадию 170 обогатительного газожидкостного разделения, заключающуюся в осуществлении разделения гидрогенизированного продукта, полученного на стадии обогатительной реакции, на газовую и жидкую фазы с целью получения жидких углеводородов, вышеназванные стадии располагаются последовательно от стороны подачи природного газа (сторона впуска) или левой части фиг. 3.
Синтез-газ, полученный на стадии 130 получения синтез-газа, частично отводят на этапе, предшествующем подаче на стадию 150 получения нефти по Фишеру-Тропшу, при этом образуется отводная линия 145; синтез-газ в отводной линии 145 разделяют на водород высокой степени чистоты (линия 192) и продувочный газ (линия 191) на стадии 190 отделения водорода обычно с использованием способа Р8А (ргс55игс 5\νίπ§ абкогрйои - короткая безнагревная адсорбция). Отделенный водород высокой степени чистоты частично соединяют, посредством линий 192 и 197, с водородом в линии рециркуляции 177, где водород циркулирует со стадии 170 обогатительного газожидкостного разделения на стадию 160 обогатительной реакции, тогда как оставшуюся часть подают по линии 196 на стадию гидрообессеривания. С другой стороны, продувочный газ, выходящий по линии 191, обычно используют в качестве топлива.
В описанном выше известном способе концентрация водорода, подаваемого на стадию 160 обогатительной реакции, составляет примерно 92 мол.%. Если бы удалось увеличить концентрацию водорода, подаваемого на стадию 160 обогатительной реакции, относительно известного уровня техники, можно было бы снизить давление, необходимое для осуществления реакции гидрогенизации на стадии 160 обогатительной реакции, с соответствующим уменьшением эксплуатационных затрат. Кроме того, повышается эффективность реакции, что делает возможным уменьшение размера реактора стадии 160 обогатительной реакции. Кроме того, эта стадия может быть осуществлена при более низкой температуре реакции с целью сдерживания деактивации и повышения срока службы катализатора.
Поскольку продувочный газ 191, отводимый со стадии 190 отделения водорода, содержит непрореагировавший метан, можно было бы достичь значительного усовершенствования в отношении потребления сырья на единицу продукта с соответствующим экономическим эффектом, если бы снова вводить его в процесс и повторно использовать в качестве сырья.
Однако в настоящее время нет известного способа решения указанной проблемы осуществления реалистичного процесса обработки такого продувочного газа.
Сущность изобретения
Ввиду указанных выше обстоятельств, целью настоящего изобретения является предоставление способа, позволяющего снизить эксплуатационные затраты на стадии обогатительной реакции, уменьшить размер реакторов стадии 160 обогатительной реакции, а также снова ввести в процесс продувочный газ, отводимый со стадии отделения водорода процесса СТЬ получения жидких углеводородов из природного газа, чтобы повторно использовать его в качестве сырья и, тем самым, достигнуть преимуществ с точки зрения потребления сырья на единицу продукта.
В соответствии с настоящим изобретением указанная цель достигается путем обеспечения способа получения жидких углеводородов из природного газа, включающего стадию гидрообессеривания для удаления из природного газа соединений серы путем гидрообессеривания; стадию получения синтез-газа для получения синтез-газа посредством реакции риформинга природного газа после гидрообессеривания паром и/или диоксидом углерода; стадию получения нефти Фишера-Тропша для получения нефти Фишера-Тропша из синтез-газа путем осуществления реакции Фишера-Тропша в синтез-газе, полученном на стадии получения синтез-газа; стадию обогатительной реакции гидрогенизации нефти ФишераТропша, полученной на стадии получения нефти Фишера-Тропша; стадию обогатительного газожидкостного разделения для разделения гидрогенизированного продукта, полученного на стадии обогатительной реакции, на газовую и жидкую фазы с целью получения жидких углеводородов; стадию отделения водорода для частичного отведения синтез-газа, полученного на стадии получения синтез-газа, с образованием отводной линии на этапе, предшествующем подаче на стадию получения нефти Фишера-Тропша, отделения и получения водорода высокой степени чистоты из синтез-газа, поступающего в отводную
- 1 018431 линию, и отделения попутно получаемого остаточного газа, где водород высокой степени чистоты, отделенный и полученный на стадии отделения водорода, полностью подается на стадию обогатительной реакции и используется в качестве водорода в обогатительной реакции.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно водород высокой степени чистоты, отделенный на стадии отделения водорода, и содержащий водород газ, отделенный на стадии обогатительного газожидкостного разделения, используются в качестве водорода в обогатительной реакции с тем, чтобы концентрация водорода, подлежащего использованию в обогатительной реакции, составляла 96,0-97,5 мол.%.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно содержащий водород газ, отделенный на стадии обогатительного газожидкостного разделения, подают на стадию обогатительной реакции, а также на стадию гидрообессеривания.
Способ получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно дополнительно включает стадию конверсии для осуществления реакции конверсии водяного газа в синтез-газе, поступающем в отводную линию, с целью увеличения концентрации водорода, котора предусматривается до стадии отделения водорода с тем, чтобы рециркулировать остаточный газ (продувочный газ), отделенный на стадии отделения водорода, на стадию получения синтез-газа с целью использования этого остаточного газа в качестве сырья для получения синтез-газа.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно остаточный газ (продувочный газ), отделенный на стадии отделения водорода, содержит метан и диоксид углерода, являющиеся его основными компонентами.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно стадия получения синтез-газа организована таким образом, что пар и/или диоксид углерода добавляют в соотношении Н2О/С, равном 0,0-3,0, или в соотношении СО2/С, равном 0,0-1,0, где Н2О и СО2 отражают количество молекул Н2О и количество молекул СО2 соответственно и С отражает количество атомов углерода в углеводородах, источником которых являются углеводороды, подаваемые в качестве сырья.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно стадия получения синтез-газа организована таким образом, что температура и давление на выходе слоя катализатора составляют соответственно от 800 до 950°С и от 1,5 до 3,0 МПа изб., а часовая объемная скорость газа составляет от 500 до 5000 ч-1.
В способе получения жидких углеводородов из природного газа, определение которому дано выше, предпочтительно стадия получения синтез-газа организована таким образом, что природный газ, подаваемый в качестве сырья, содержит углеводороды с длиной цепи от 1 до 6 атомов углерода, его основным компонентом является метан.
Таким образом, в соответствии с настоящим изобретением предусматривается стадия отделения водорода, на которой синтез-газ, полученный на стадии получения синтез-газа, частично отводят с образованием отводной линии на этапе, предшествующем подаче на стадию получения нефти Фишера-Тропша, с целью отделения от синтез-газа, поступающего в отводную линию, водорода с высокой степенью чистоты, и весь водород высокой степени чистоты, отделенный на стадии отделения водорода, подают на стадию обогатительной реакции и используют в качестве водорода в обогатительной реакции. Таким образом, можно сократить эксплуатационные затраты на стадии обогатительной реакции и уменьшить размеры реакторов стадии обогатительной реакции.
Кроме того, в соответствии с настоящим изобретением предусматривается стадия конверсии, предшествующая стадии отделения водорода и предназначенная для увеличения концентрации водорода путем осуществления в синтез-газе реакции конверсии водяного газа. Затем остаточный газ (продувочный газ), отделенный на стадии отделения водорода, возвращают на стадию получения синтез-газа с целью его использования в качестве сырья для получения синтез-газа. Следовательно, преимущество в отношении потребления сырья на единицу продукта может быть достигнуто благодаря направлению продувочного газа, поступающего со стадии отделения водорода, который обычно используют в качестве топлива, снова в данный процесс и его повторному использованию в качестве сырья.
Краткое описание чертежей
На фиг. 1 представлена схема способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии с первым вариантом осуществления настоящего изобретения.
На фиг. 2 представлена схема способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии со вторым вариантом осуществления настоящего изобретения.
На фиг. 3 представлена схема способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии с известным уровнем техники.
- 2 018431
Описание предпочтительного варианта осуществления изобретения
Далее настоящее изобретение описано более подробно в отношении вариантов его осуществления.
Первый вариант осуществления изобретения.
На фиг. 1 представлена схема способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии с первым вариантом осуществления настоящего изобретения.
Способ получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии с первым вариантом осуществления настоящего изобретения в своей основе включает стадию 20 гидрообессеривания для удаления соединений серы из природного газа путем гидрообессеривания, стадию 30 получения синтезгаза для получения синтез-газа посредством реакции риформинга природного газа паром и/или диоксидом углерода, стадию 40 удаления диоксида углерода, которую осуществляют при необходимости, стадию 50 получения нефти Фишера-Тропша для получения нефти Фишера-Тропша из синтез-газа путем осуществления в синтез-газе реакции Фишера-Тропша, стадию 60 обогатительной реакции путем гидрогенизации полученной нефти Фишера-Тропша и стадию 70 обогатительного газожидкостного разделения для разделения полученного гидрогенизированного продукта на газовую и жидкую фазы с целью получения жидких углеводородов, вышеназванные стадии располагаются последовательно от стороны подачи природного газа (сторона линии 19) или левой части фиг. 1.
Несмотря на то что стадия 60 обогатительной реакции и стадия 70 обогатительного газожидкостного разделения на фиг. 1 показаны как отдельные стадии, они могут быть объединены в одну стадию, не разделенную на две отдельные стадии. В таком случае эту стадию называют просто обогатительная стадия.
Как показано на фиг. 1, из синтез-газа, полученного на стадии 30 получения синтез-газа, при необходимости удаляют диоксид углерода, затем на этапе до подачи на стадию 50 получения нефти ФишераТропша отводят часть синтез-газа по отводной линии 45, синтез-газ, отведенный по отводной линии 45, подают на стадию 90 отделения водорода.
На стадии 90 отделения водорода водород высокой степени чистоты отделяют от образующегося при этом остаточного газа. Весь полученный на стадии 90 отделения водорода водород высокой степени чистоты затем подают на стадию 60 обогатительной реакции по линии 92 и линии 87. С другой стороны, остаточный газ (продувочный газ), отделенный стадии 90 отделения водорода, отводят и используют обычно в качестве топлива.
Поясняемый на фиг. 1 способ получения жидких углеводородов из природного газа, соответствующий настоящему изобретению, отличается тем, что синтез-газ, полученный на стадии 30 получения синтез-газа, частично отводят на этапе до подачи на стадию 50 получения нефти Фишера-Тропша с образованием отводной линии 45; синтез-газ, отведенный по отводной линии 45, подают на стадию 90 отделения водорода с целью разделения и получения водорода высокой степени чистоты и остаточного газа; весь полученный водород высокой степени чистоты подают на стадию 60 обогатительной реакции.
Содержащий водород газ, отделенный и направленный в линию 72 со стадии 70 обогатительного газожидкостного разделения, частично поступает в линию 77 и соединяется с потоком водорода высокой степени чистоты со стадии 90 отделения водорода до его подачи на стадию 60 обогатительной реакции по линии 87, тогда как оставшаяся часть содержащего водород газа направляется на стадию 20 гидрообессеривания по линии 96.
Далее подробно описывается каждая стадия способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии с настоящим изобретением.
A. Стадия 20 гидрообессеривания.
Стадия гидрообессеривания, на фиг. 1 обозначенная номером 20, представляет собой стадию гидроочистки природного газа, подаваемого в качестве сырья по линии 19, от соединений серы.
Содержащий водород газ, отделенный на стадии 70 обогатительного газожидкостного разделения, частично подают по линиям 72 и 96 на стадию гидрообессеривания в качестве источника водорода для осуществления гидрообессеривания.
B. Стадия 30 получения синтез-газа.
Стадия 30 получения синтез-газа представляет собой стадию получения синтез-газа (СО и Н2) посредством реакции риформинга природного газа, подаваемого в качестве сырья, паром и/или диоксидом углерода. Другими словами, это стадия получения синтез-газа, содержащего в качестве основных компонентов СО и Н2, путем риформинга природного газа, являющегося сырьем и содержащего в качестве основного компонента метан, паром (Н2О) и/или диоксидом углерода (СО2) в присутствии катализатора получения синтез-газа.
Пар (Н2О) и/или диоксид углерода (СО2) подают по линии 25. Если природный газ, подаваемый в качестве сырья, уже содержит диоксид углерода (СО2), по линии 25 может подаваться только пар (Н2О).
Соотношение подаваемых на стадию 30 получения синтез-газа пара и/или диоксида углерода регулируют так, чтобы они поступали в соотношении Н2О/С, равном 0,0-3,0, и/или в соотношении СО2/С, равном 0,0-1,0 (в обоих случаях отношение количества молекул/атомов), где Н2О и СО2 отражают количество молекул Н2О и количество молекул СО2 соответственно и С отражает количество атомов углерода в углеводородах, источником которых являются углеводороды, подаваемые в качестве сырья.
- 3 018431
Отношение Н2О/С предпочтительно составляет от 0,3 до 1,7, более предпочтительно от 0,7 до 1,3. С другой стороны, отношение СО2/С предпочтительно составляет от 0,2 до 0,8, более предпочтительно от 0,4 до 0,6.
На стадии 30 получения синтез-газа настоящего изобретения обычно температура на выходе со слоя катализатора составляет предпочтительно от 800 до 950°С, более предпочтительно от 850 до 920°С, тогда как давление на выходе со слоя катализатора составляет предпочтительно от 1,5 до 3,0 МПа изб. Часовая объемная скорость газа составляет предпочтительно от 500 до 5000 ч-1.
Катализатор получения синтез-газа.
Катализатор получения синтез-газа снабжен носителем, который играет роль материала-основы, носитель несет на себе каталитически активный металл.
В качестве носителя предпочтительно используется формованный массив кальцинированного оксида магния. Такой формованный массив получают путем смешивания порошкообразного оксида магния со смазочным веществом, литья полученной смеси под давлением в форму определенного очертания и последующего кальцинирования формованного массива. Хотя формованный массив может иметь любую форму без ограничений, предпочтительно он имеет очертания, подходящие для промышленного катализатора, например, является кольцеобразным или седлообразным, имеет множество отверстий или представляет собой гранулы.
Формованный массив, который играет роль носителя, предпочтительно обладает удельной площадью поверхности от 0,1 до 1,0 м2/г, более предпочтительно от 0,2 до 0,5 м2/г при определении методом Брунауэра, Эммета, Теллера (БЭТ). Если удельная площадь поверхности превышает 1,0 м2/г, имеется тенденция к увеличению скорости образования углерода, следствием чего является такой недостаток, как снижение каталитической активности. Если удельная площадь поверхности менее 0,1 м2/г, каталитическая активность на единицу катализатора настолько мала, что проявляется такой недостаток, как необходимость использовать большое количество катализатора. Как правило, получение необходимой удельной площади поверхности носителя регулируют, подбирая температуру кальцинирования и время кальцинирования.
Оксид магния (МдО), используемый в качестве носителя, может быть получен путем кальцинирования выпускаемого серийно оксида магния (МдО). Необходимо, чтобы степень чистоты оксида магния (МдО) составляла не менее 98 вес.%, предпочтительно не менее 99 вес.%. Загрязнение компонентами, ускоряющими осаждение углерода, или компонентами, разлагающимися при высокой температуре и в атмосфере восстановительного газа, такими как железо, никель и подобные им металлы и диоксид кремния (8Ю2), является особенно нежелательным.
Рутений (Ви), выступающий в качестве каталитически активного металла, наносят на носитель в количестве, лежащем в диапазоне от 10 до 5000 вес.част./млн, предпочтительно от 100 до 2000 вес.част./млн, выраженном как эквивалентное количество металла (весовое отношение к носителю катализатора). Количество Ви более 5000 вес.част./млн нежелательно, так как это увеличивает стоимость катализатора и из-за того, что в ходе получения проявляется тенденция к осаждению углерода. Слишком малое количество Ви, менее 10 вес.част./млн, не обеспечивает удовлетворительной каталитической активности.
В целях настоящего изобретения рутений (Ви) может быть заменен на родий (Вй).
Далее в качестве примера описан предпочтительный способ приготовления катализатора синтезгаза.
(1) Формование носителя катализатора.
Порошкообразный оксид магния (МдО) смешивают со смазочным веществом, которое обычно может представлять собой углерод, и отливают под давлением с целью придания заданных очертаний. Затем отформованный продукт кальцинируют при температуре не ниже 1000°С, предпочтительно от 1150 до 1300°С, более предпочтительно от 1150 до 1250°С в течение от 1 до 4 ч, обычно на воздухе.
Хотя активность обычного катализатора риформинга зависит от типа катализатора, она в значительной степени пропорциональна площади его наружной поверхности. Следовательно, каталитическая активность увеличивается, когда размер частиц катализатора уменьшается, однако в то же время увеличивается гидравлическое сопротивление, так как высока массовая скорость газа. По этой причине широко применяется катализатор цилиндрической формы.
(2) Нанесение каталитически активного металла (Ви).
Рутений (Ви) может быть нанесен на наружную поверхность формованного оксида магния путем пропитки формованного носителя водным раствором, содержащим соль рутения, и его последующей сушки и кальцинирования.
Способы, пригодные для осуществления пропитки формованного носителя водным раствором, содержащим соль рутения, включают способ погружения и способ распыления, из которых способ распыления, заключающийся в атомизации водного раствора, содержащего соль рутения, и его распылении на носитель, может быть предпочтительно использован в целях настоящего изобретения. В качестве соли рутения могут быть использованы хлорид рутения или нитрат рутения.
- 4 018431
Носитель, на который нанесен Ки, затем сушат при температуре от 50 до 150°С в течение от 1 до 4 ч, после чего кальцинируют при температуре от 150 до 500°С, предпочтительно от 350 до 450°С в течение от 1 до 4 ч. Сушка и кальцинирование могут быть осуществлены в воздушной атмосфере. Реакционную активность каталитически активного металла дополнительно увеличивают путем кальцинирования.
Получение синтез-газа.
Синтез-газ, содержащий в качестве основных компонентов СО и Н2, получают в результате риформинга Н2О и/или СО2, который проводят в присутствии катализатора получения синтез-газа, подготовленного, как описано выше, используя смесь газов, содержащую природный газ (углеводороды с длиной цепи от 1 до 6 атомов углерода, как правило, основным компонентом является метан), пар и/или диоксид углерода, подаваемые по линии 25, водород и углеводороды с длиной цепи от 1 до 6 атомов углерода, в качестве основного компонента содержащие метан, циркулирующие по линии 96.
Допустим, что метан является основным компонентом подаваемого сырья.
(a) Когда метан (СН4) вступает в реакцию с диоксидом углерода (СО2) (риформинг СО2), происходящая реакция может быть представлена уравнением (1)
СН4+СО2..2СО+2Н2(1) (b) Когда метан (СН4) вступает в реакцию с паром (Н2О) (паровой риформинг), происходящая реакция может быть представлена уравнением (2)
СН4+НгО~СО+ЗН2(2) (c) В условиях реакции риформинга реакция конверсии водяного газа, отображаемая приведенным ниже уравнением (3), происходит одновременно с реакциями по уравнениям (1) и (2), приведенным выше, так как катализатор активен в отношении реакции конверсии
СО+Н2О^СО2+Н2(3)
В соответствии со стехиометрией приведенных выше уравнений (1) и (2) при риформинге метана СО2 и паровом риформинге метана образуется синтез-газ с молярным отношением Н2/СО= 1 и синтез-газ с молярным отношением Н2/СО=3 соответственно. Таким образом, теперь возможно непосредственно производить синтез-газ с молярным отношением Н2/СО=2, что подходит для синтеза ТТ, путем объединения этих реакций без необходимости разделения газов с целью отделения водорода от образующегося газа.
Однако в условиях реакции, соответствующих непосредственному производству синтез-газа с таким молярным отношением, образующийся газ, как правило, имеет состав, способствующий отложению углерода на поверхности катализатора, из-за отложения углерода происходит деактивация катализатора. Следовательно, в качестве катализатора, позволяющего решить эту проблему, используют описанный выше катализатор получения синтез-газа.
С. Стадия 40 удаления диоксида углерода.
Это стадия удаления газообразного диоксида углерода из синтез-газа. Например, удаление газообразного диоксида углерода осуществляют посредством жидкого абсорбента, такого как амин, и последующей десорбции газообразного диоксида углерода из жидкого абсорбента, содержащего газообразный диоксид углерода, с целью регенерации жидкого абсорбента. Однако стадия 40 удаления диоксида углерода не является обязательной и может не предусматриваться в обязательном порядке.
Ό. Стадия 50 получения нефти Фишера-Тропша (стадия ТТ синтеза).
В описанном выше синтез-газе проводят реакцию Фишера-Тропша, газообразный продукт отделяют от продукта реакции и получают нефть Фишера-Тропша.
Реакция синтеза ТТ представляет собой реакцию получения смеси углеводородов из СО и Н2 синтез-газа в соответствии с уравнением
СО+2Н2-1/п- (СН2)п-+Н2О
К каталитически активным металлам, которые могут быть использованы для проведения указанной реакции, относятся железо (Те), кобальт (Со), рутений (Ки) и никель (N1) в металлическом состоянии. Если нужно, эти каталитически активные металлы могут быть нанесены на носитель, такой как оксид кремния, оксид алюминия, алюмосиликат или оксид титана.
Условия реакции, как правило, следующие: температура реакции: от 200 до 350°С, давление реакции: от атмосферного давления до примерно 4,0 МПа изб. Если используется железный катализатор, условия реакции предпочтительно следующие: температура реакции: от 250 до 350°С, давление реакции: от примерно 2,0 до 4,0 МПа изб. Если используется кобальтовый катализатор, условия реакции предпочтительно следующие: температура реакции: от 220 до 250°С, давление реакции: от примерно 0,5 до 4,0 МПа изб.
Эта реакция относится к типу реакций полимеризации. В целом, трудно поддерживать степень полимеризации (п) постоянной, и продукты реакции располагаются в широком диапазоне от С1 до С100.. Следовательно, распределение количества атомов углерода в образующихся углеводородах соответствует закону распределения Шульца-Флори и может быть выражено как вероятность роста цепи α этого закона распределения. В случае промышленного катализатора величина α составляет примерно от 0,85
- 5 018431 до 0,95.
В ходе реакции РТ образуются преимущественно α-олефины, которые вступают в следующие вторичные реакции. А именно, к вторичным реакциям относятся гидрогенизация, приводящая к образованию парафинов с прямой углеродной цепью, гидрокрекинг, приводящий к образованию низших парафинов, таких как метан, и реакции вторичного роста цепи, приводящие к образованию высших углеводородов. В качестве побочных продуктов в небольших количествах образуется спирт, такой как этанол, кетоны, такие как ацетон, и карбоновые кислоты, такие как уксусная кислота.
К реакторам, которые могут быть использованы для осуществления синтеза РТ, относятся реакторы с неподвижным слоем катализатора, реакторы с псевдоожиженным слоем катализатора, реакторы с суспендированным слоем катализатора и надкритические реакторы.
Поскольку операции очистки, такие как удаление пыли и обессеривание, для защиты катализатора осуществляют на стадии получения синтез-газа, используемого в синтезе РТ в качестве сырья, получаемые углеводороды не содержат ни серы, ни тяжелых металлов и, следовательно, являются очень чистыми.
Углеводороды, производимые посредством синтеза РТ, состоят, главным образом, из олефинов с прямой цепью (1-олефин) и нормальных парафинов.
Средство разделения, которое может быть использовано для отделения газообразного продукта от продуктов реакции Фишера-Тропша с целью получения нефти Фишера-Тропша (жидких нефтепродуктов), не имеет каких-либо определенных ограничений и может быть подобрано среди различных известных средств разделения. В качестве одного из примеров можно привести испаритель мгновенного вскипания.
Е. Стадия 60 обогатительной реакции.
Нефть Фишера-Тропша, полученную на стадии 50 получения нефти Фишера-Тропша, затем подвергают гидрогенизации (каталитической гидрогенизации).
Хотя гидрогенизация не имеет каких-либо определенных ограничений, для осуществления гидрогенизации большей частью применяют реактор с неподвижным слоем катализатора. Условия гидрогенизации обычно следующие: температура реакции: примерно от 175 до 400°С, парциальное давление водорода: от 1 до 25 МПа изб. (от 10 до 250 атм).
Для гидрогенизации используют водород высокой степени чистоты, получаемый на стадии 90 отделения водорода (и подаваемый по линиям 92 и 87), и водород, отделяемый на стадии 70 обогатительного газожидкостного разделения (и подаваемый по линиям 72, 77 и 8), которые будут описаны далее. Отметим, что линия 92 и линия 77, показанные на фиг. 1, соединяются друг с другом и образуют линию 87, по которой водород поступает на стадию 60 обогатительной реакции. Поток водорода, содержащий газ, отделенный на стадии 70 обогатительного газожидкостного разделения и выходящий в линию 72, разветвляется в линии 77 и 96.
Р. Стадия 70 обогатительного газожидкостного разделения.
Являющиеся продуктами углеводороды 71, такие как нафта, керосин и газойль, и газообразные вещества, в качестве основного компонента содержащие водород, отделяют друг от друга на стадии 70 обогатительного газожидкостного разделения. Как описано выше, газообразные вещества, в качестве основного компонента содержащие водород, рециркулируют по линиям 72, 77 и 87 и используют на стадии 60 обогатительной реакции, по линии 73 газообразные вещества частично выбрасываются в виде продувочного газа.
С. Стадия 90 отделения водорода.
Синтез-газ, полученный на стадии 30 получения синтез-газа и прошедший стадию 40 удаления диоксида углерода, частично отводят из основной линии по отводной линии 45 на этапе, предшествующем подаче на стадию 50 получения нефти по Фишеру-Тропшу. Затем, как показано на фиг. 1, поток отводной линии 45 поступает на стадию 90 отделения водорода. Основная линия после ответвления обозначена номером 47.
На стадии 90 отделения водорода получают водород 92 высокой степени чистоты и попутно образующийся остаточный газ 93, отделяемые друг от друга. Остаточный газ 93 содержит в качестве основных компонентов метан и монооксид углерода, а также водород, оставшийся неотделенным. Как правило, остаточный газ 93 используют как топливо.
На стадии 90 отделения водорода предпочтительно применяют устройство короткой безнагревной адсорбции (Р8А) водорода. В устройстве Р8А водорода имеются адсорбенты (адсорбенты на основе цеолитов, активированный уголь, оксид алюминия, силикагель и т.д.), которыми заполнено множество адсорбционных колонн, расположенных параллельно и предназначенных для отделения газообразного водорода высокой степени чистоты (например, не менее 98%) от синтез-газа путем последовательного и многократного осуществления в каждой адсорбционной колонне стадий повышения давления, адсорбции, десорбции (сбрасывания давления) и продувки водорода. Отделенный газообразный водород высокой степени чистоты может быть отведен по линии 92. Однако стадия 90 отделения водорода не ограничивается использованием описанного выше способа Р8А водорода, в качестве альтернативы может быть
- 6 018431 применен способ адсорбции водорода сплавом-аккумулятором, способ мембранного разделения или любое их сочетание.
Расход, с которым синтез-газ подают в отводную линию 45, определяют в соответствии с расходом водорода на стадии 60 обогатительной реакции и стадии 20 гидрообессеривания.
В первом варианте осуществления изобретения, поясняемом фиг. 1, весь водород высокой степени чистоты, отделенный на стадии 90 отделения водорода, подают на стадию 60 обогатительной реакции, где он расходуется в ходе обогатительной реакции, благодаря чему эксплуатационные затраты на осуществление стадии обогатительной реакции могут быть снижены, а размер реакторов стадии обогатительной реакции уменьшен.
Кроме того, срок службы катализатора может быть увеличен в результате уменьшения температуры реакции.
Второй вариант осуществления изобретения.
На фиг. 2 представлена схема способа получения жидких углеводородов из природного газа в соответствии со вторым вариантом осуществления настоящего изобретения.
Второй вариант осуществления изобретения, показанный на фиг. 2, отличается от первого варианта осуществления изобретения, показанного на фиг. 1, по пп. (1) и (2), приведенным ниже.
(1) Как показано на фиг. 2, между отводной линией 45 и стадией 90 отделения водорода имеется стадия 80 конверсии, предназначенная для увеличения концентрации водорода посредством стадии конверсии водяного газа, на которой синтез-газ, поступающий по отводной линии, подвергают реакции конверсии водяного газа.
(2) Как показано на фиг. 2, остаточный газ, отделенный на стадии 90 отделения водорода, рециркулируют на стадию 30 получения синтез-газа по линии 95, он расходуется как сырье для получения синтез-газа.
Далее описывается стадия 80 конверсии, показанная на фиг. 2.
Н. Стадия 80 конверсии.
Синтез-газ, полученный на стадии 30 получения синтез-газа и прошедший стадию 40 удаления диоксида углерода, частично отводят из основной линии по отводной линии 45 на этапе, предшествующем подаче на стадию 50 получения нефти по Фишеру-Тропшу. Основная линия после ответвления обозначена номером 47.
Как показано на фиг. 2, поток отводной линии 45 поступает на стадию 80 конверсии. Концентрация водорода в синтез-газе, поступающем из отводной линии 45, увеличивается в результате реакции конверсии водяного газа на стадии 80 конверсии. Более конкретно, СО, являющийся одним из компонентов синтез-газа, вступает в реакцию с паром, как видно из приведенного ниже уравнения реакции (реакции конверсии водяного газа), с образованием Н2 и СО2, в результате чего концентрация водорода увеличивается:
со+н2о~со2-н2
Синтез-газ, концентрация водорода в котором увеличена на стадии 80 конверсии, направляют на стадию 90 отделения водорода по линии 81. На стадии 90 отделения водорода в результате отделения водорода и попутного образования остаточного газа получают водород высокой степени чистоты. Весь водород высокой степени чистоты, отделенный и полученный на стадии 90 отделения водорода, подают на стадию 60 обогатительной реакции по линии 92 и линии 87. С другой стороны, остаточный газ, отделенный на стадии 90 отделения водорода, выводят по линии 95 и рециркулируют на стадию 30 получения синтез-газа, где он расходуется в качестве сырья для получения синтез-газа. Остаточный газ в качестве основных компонентов содержит метан и диоксид углерода, а также оставшийся неотделенным водород.
Во втором варианте осуществления изобретения, поясняемом фиг. 2, синтез-газ, поступающий в отводную линию 45, подвергают реакции конверсии водяного газа с целью увеличения в нем концентрации водорода перед его подачей на стадию отделения водорода, а остаточный газ (продувочный газ), отделенный на стадии отделения водорода, рециркулируют на стадию получения синтез-газа, где он расходуется в качестве сырья для получения синтез-газа. Таким образом, второй вариант осуществления изобретения обеспечивает преимущество, достигаемое благодаря направлению выходящего со стадии отделения водорода продувочного газа, обычно используемого в качестве топлива, снова в данный процесс и его повторному использованию в качестве сырья, в результате, в дополнение к преимуществам описанного выше первого варианта осуществления изобретения процесс усовершенствуется с точки зрения потребления сырья на единицу продукта.
Далее настоящее изобретение более подробно описано на примерах.
Пример 1.
Синтез-газ с Н2/СО=2,0, который пригоден для синтеза РТ (Фишера-Тропша) жидких углеводородов, произвели из природного газа посредством осуществления стадий, показанных на фиг. 1.
В качестве катализатора получения синтез-газа использовали катализатор, представляющий собой Кц, нанесенный на носитель из МдО.
Условия реакции на стадии 30 получения синтез-газа были следующими: температура на выходе со
- 7 018431 слоя катализатора: 900°С, давление на выходе со слоя катализатора: 2,0 МПа изб, часовая объемная скорость газа: 2000 ч-1, Н2О/С=0,94, СО2/С=0,37 (Н2О: количество молекул Н2О; СО2: количество молекул СО2; С: количество атомов углерода в углеводородах, источником которых являются углеводороды, подаваемые в качестве сырья).
Состав природного газа: С1/С2/С3/С4/С5/С6+/СО2/М2 = 64,0/2,9/1,7/0,9/0,3/0,1/30,0/0,1 (молярное отношение).
Определили и зафиксировали материальный баланс между входом на стадию получения синтез-газа и выходом со стадии обогатительной реакции, как показано на фиг. 1, и произвели оценку стадии получения синтез-газа способа получения жидких углеводородов из природного газа на основании материального баланса. Материальный баланс определили путем вычислений на основе составов, наблюдаемых в точках, обозначенных на фиг. 1 номерами (1)-(13).
В результате, концентрация водорода в содержащем водород газе, подаваемом на стадию обогатительной реакции, составила 97%, что соответствует улучшению примерно на 4,6% относительно концентрации 92,4%, имеющей место в известном уровне техники. Таким образом, на стадии обогатительной реакции увеличивается активность гидрогенизации, что делает возможным уменьшение количества катализатора примерно на 10% по сравнению с вариантом известного уровня техники, показанным на фиг.
3. Если количество катализатора в известном уровне техники для данного процесса задано, можно уменьшить температуру реакции примерно на 3°С, таким образом, срок службы катализатора можно увеличить примерно на 25%.
Пример 2.
Синтез-газ с Н2/СО=2,0, который пригоден для синтеза ЕТ (Фишера-Тропша) жидких углеводородов, произвели из природного газа посредством осуществления стадий, показанных на фиг. 2.
В качестве катализатора получения синтез-газа использовали катализатор, представляющий собой Ки, нанесенный на носитель из МдО.
Условия реакции на стадии 30 получения синтез-газа были следующими: температура на выходе со слоя катализатора: 900°С, давление на выходе со слоя катализатора: 2,0 МПа изб, часовая объемная скорость газа: 2000 ч-1, Н2О/С=1,03, СО2/С=0,38 (отношение количеств молекул/атомов; С: количество атомов углерода в углеводородах, источником которых являются углеводороды, подаваемые в качестве сырья).
Состав природного газа: С1/С2/С3/С4/С5/С6+/СО2/Ы2 = 64,0/2,9/1,7/0,9/0,3/0,1/30,0/0,1 (молярное отношение).
Определили и зафиксировали материальный баланс между входом на стадию получения синтез-газа и выходом со стадии обогатительной реакции, как показано на фиг. 2, и произвели оценку стадии получения синтез-газа способа получения жидких углеводородов из природного газа на основании материального баланса. Материальный баланс определили путем вычислений на основе составов, наблюдаемых в точках, обозначенных на фиг. 2 номерами (1)-(13).
В результате, помимо преимущества, заключающегося в увеличении концентрации водорода на стадии обогатительной реакции примера 1, способ настоящего изобретения, включающий стадию рециркуляции остаточного газа, обеспечил получение равной 64,9% степени преобразования атомов углерода, являющегося сырьем природного газа, в жидкие углеводороды, являющиеся продуктами (керосин, газойль, нафта), что является усовершенствованием относительно значения 60,8% варианта известного уровня техники, показанного на фиг. 3. Кроме того, в соответствии с настоящим изобретением расход подаваемого в качестве сырья природного газа был уменьшен на 6,8% относительно расхода в обычном процессе (или способе известного уровня техники, показанном на фиг. 3).
Как описано выше, в соответствии с настоящим изобретением весь водород высокой степени чистоты, отделенный и полученный на стадии отделения водорода, подается на стадию обогатительной реакции и расходуется в качестве водорода в этой обогатительной реакции, что делает возможным сокращение эксплуатационных затрат на стадии обогатительной реакции и уменьшение размеров реакторов стадии обогатительной реакции.
Кроме того, можно достичь усовершенствования с точки зрения потребления сырья на единицу продукции, если в качестве стадии, предшествующей стадии отделения водорода, предусматривается стадия конверсии с тем, чтобы осуществить в синтез-газе реакцию конверсии водяного газа с целью увеличения концентрации водорода, а остаточный газ (продувочный газ), отделенный на стадии отделения водорода, рециркулируется на стадию получения синтез-газа с целью его использования в качестве сырья для получения синтез-газа, так как продувочный газ, обычно используемый в качестве топлива, может быть снова направлен в процесс и повторно использован в качестве сырья.
- 8 018431
Промышленная применимость
Таким образом, в соответствии с настоящим изобретением природный газ может быть химически преобразован и использован в способе СТБ (перевод газовой фазы в жидкости) для получения жидких углеводородов.
Заявкой на данное изобретение испрашивается приоритет заявки на патент Японии № 2008-089592, поданной 31 марта 2008 г., содержание которой во всей полноте включено в настоящий документ посредством ссылки.

Claims (6)

1. Способ получения жидких углеводородов из природного газа, включающий стадии, на которых удаляют из природного газа соединения серы путем гидрообессеривания;
получают синтез-газ посредством реакции риформинга природного газа после гидрообессеривания паром и/или диоксидом углерода;
получают нефть Фишера-Тропша из синтез-газа путем осуществления реакции Фишера-Тропша в полученном синтез-газе;
осуществляют обогатительную реакцию гидрогенизации полученной нефти Фишера-Тропша;
проводят обогатительное газожидкостное разделение для разделения полученного гидрогенизированного продукта на газовую и жидкую фазы с целью получения жидких углеводородов;
отделяют водород для частичного отведения синтез-газа, полученного на стадии получения синтезгаза, с образованием отводной линии на этапе, предшествующем подаче на стадию получения нефти Фишера-Тропша, отделяют и получают водород высокой степени чистоты из синтез-газа, поступающего в отводную линию, и отделяют получаемый при этом остаточный газ, где водород высокой степени чистоты, отделенный и полученный на стадии отделения водорода, полностью подают на стадию обогатительной реакции и используют в качестве водорода в обогатительной реакции вместе с содержащим водород газом, отделенным на стадии обогатительного газожидкостного разделения, с тем, чтобы концентрация водорода, подлежащего использованию в обогатительной реакции, составляла от 96,0 до 97,5 мол.%, причем содержащий водород газ, отделенный на стадии обогатительного газожидкостного разделения, подают на стадию обогатительной реакции, а также на стадию гидрообессеривания.
2. Способ по п.1, дополнительно включающий стадию конверсии, на которой осуществляют реакцию конверсии водяного газа в синтез-газе, поступающем в отводную линию, с целью увеличения концентрации водорода, причем стадию проводят до стадии отделения водорода с тем, чтобы рециркулировать остаточный газ, отделенный на стадии отделения водорода, на стадию получения синтез-газа с целью использования этого остаточного газа в качестве сырья для получения синтез-газа.
3. Способ по п.2, в котором остаточный газ, отделенный на стадии отделения водорода, содержит метан и диоксид углерода, являющиеся его основными компонентами.
4. Способ по любому из пп.1-3, в котором стадию получения синтез-газа организуют таким образом, что пар и/или диоксид углерода добавляют в соотношении Н2О/С, равном 0,0-3,0, и/или в соотношении СО2/С, равном 0,0-1,0, где Н2О и СО2 отражают количество молекул Н2О и количество молекул СО2 соответственно и С отражает количество атомов углерода в углеводородах, источником которых являются углеводороды, подаваемые в качестве сырья.
5. Способ по любому из пп.1-4, в котором стадию получения синтез-газа организуют таким образом, что температура и давление на выходе со слоя катализатора составляют соответственно от 800 до 950°С и от 1,5 до 3,0 МПа изб., а часовая объемная скорость газа составляет от 500 до 5000 ч-1.
6. Способ по любому из пп.1-5, в котором стадию получения синтез-газа организуют таким образом, что природный газ, подаваемый в качестве сырья, содержит углеводороды с длиной цепи от 1 до 6 атомов углерода, его основным компонентом является метан.
EA201071143A 2008-03-31 2009-03-25 Способ получения жидких углеводородов из природного газа EA018431B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
JP2008089592A JP5424569B2 (ja) 2008-03-31 2008-03-31 天然ガスからの液状炭化水素製造プロセスにおける合成ガスの製造方法
PCT/JP2009/056769 WO2009123247A1 (ja) 2008-03-31 2009-03-25 天然ガスから液状炭化水素を製造する方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA201071143A1 EA201071143A1 (ru) 2011-04-29
EA018431B1 true EA018431B1 (ru) 2013-07-30

Family

ID=41135614

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA201071143A EA018431B1 (ru) 2008-03-31 2009-03-25 Способ получения жидких углеводородов из природного газа

Country Status (11)

Country Link
US (1) US8354456B2 (ru)
EP (1) EP2261172B8 (ru)
JP (1) JP5424569B2 (ru)
CN (1) CN101980951B (ru)
AU (1) AU2009232664B2 (ru)
BR (1) BRPI0909358A2 (ru)
CA (1) CA2718960C (ru)
EA (1) EA018431B1 (ru)
MY (1) MY150642A (ru)
WO (1) WO2009123247A1 (ru)
ZA (1) ZA201006262B (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2656601C1 (ru) * 2017-08-08 2018-06-06 Публичное акционерное общество "Нефтяная компания "Роснефть" (ПАО "НК "Роснефть") Способ получения синтетической нефти

Families Citing this family (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
KR101152666B1 (ko) 2009-11-27 2012-06-15 한국과학기술연구원 해상 유전 및 한계 가스전의 가스를 액상연료로 전환하는 ｆｐｓｏ-ｇｔｌ 공정 및 이를 이용한 합성연료 제조방법
EP2534225A4 (en) 2010-02-13 2014-03-19 Mcalister Technologies Llc INDUSTRIAL STORAGE, SPECIFICATION AND TRANSPORT OF FUELS
US8623925B2 (en) 2010-12-08 2014-01-07 Mcalister Technologies, Llc System and method for preparing liquid fuels
KR101330129B1 (ko) 2011-11-01 2013-11-18 한국에너지기술연구원 천연가스를 이용한 ｆｔ 공정용 합성가스 제조방법 및 제조장치
KR20140080661A (ko) * 2012-12-13 2014-07-01 재단법인 포항산업과학연구원 고발열량의 합성천연가스 제조장치 및 그 제조방법
CN105408453A (zh) * 2013-07-25 2016-03-16 大宇造船海洋株式会社 Fpso中gtl生产的方法和系统
WO2015015312A2 (en) 2013-07-31 2015-02-05 Saudi Basic Industries Corporation A process for the production of olefins through ft based synthesis
US9695365B2 (en) 2013-07-31 2017-07-04 Saudi Basic Industries Corporation Process for the production of olefins through FT based synthesis
EP3032027B1 (en) * 2013-08-06 2019-10-09 Chiyoda Corporation Hydrogen supply system and hydrogen supply method
RU2555043C1 (ru) * 2013-09-11 2015-07-10 Общество с ограниченной ответственностью "Газохим Техно" Способ очистки воды, образующейся на стадии синтеза углеводородов в процессе gtl, и способ ее использования
CN103879963B (zh) * 2014-02-20 2015-09-09 康乃尔化学工业股份有限公司 合成氨优化生产的甲烷化装置
US10738247B2 (en) 2017-11-15 2020-08-11 Gas Technology Institute Processes and systems for reforming of methane and light hydrocarbons to liquid hydrocarbon fuels
US11111142B2 (en) 2018-09-18 2021-09-07 Gas Technology Institute Processes and catalysts for reforming of impure methane-containing feeds
US20200087576A1 (en) * 2018-09-18 2020-03-19 Gas Technology Institute Processes and catalysts for reforming of impure methane-containing feeds
CN113375048B (zh) * 2021-04-23 2023-01-10 北京环宇京辉京城气体科技有限公司 天然气制氢用反氢装置及使用该装置的反氢工艺
JP7122042B1 (ja) 2021-12-22 2022-08-19 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 パージ方法およびシステム
WO2023161884A1 (en) * 2022-02-27 2023-08-31 Petrosakht Chehelsoton Engineering Technical Company An integrated process for producing oxo alcohols from natural gas
WO2024096929A2 (en) * 2022-05-22 2024-05-10 Gti Energy Production of liquid hydrocarbons from carbon dioxide, in combination with hydrogen or a hydrogen source

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH03242302A (ja) * 1990-02-20 1991-10-29 Mitsubishi Kakoki Kaisha Ltd 水素及び一酸化炭素の製造方法
JP2001342003A (ja) * 2000-05-30 2001-12-11 Mitsubishi Heavy Ind Ltd ガソリン、軽油および灯油用合成ガスの製造方法
WO2007114274A1 (ja) * 2006-03-30 2007-10-11 Nippon Steel Engineering Co., Ltd. 液体燃料合成システム
JP2007297443A (ja) * 2006-04-28 2007-11-15 Chiyoda Corp 天然ガスからの灯軽油製造プロセスにおける合成ガスの製造方法

Family Cites Families (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6103773A (en) * 1998-01-27 2000-08-15 Exxon Research And Engineering Co Gas conversion using hydrogen produced from syngas for removing sulfur from gas well hydrocarbon liquids
US6147126A (en) 1998-02-10 2000-11-14 Exxon Research And Engineering Company Gas conversion using hydrogen from syngas gas and hydroconversion tail gas
US6489370B2 (en) * 2000-05-30 2002-12-03 Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. Method of manufacturing a synthesis gas to be employed for the synthesis of gasoline, kerosene and gas oil
US6495610B1 (en) 2000-06-19 2002-12-17 Imperial Chemical Industries Plc Methanol and hydrocarbons
US6872753B2 (en) * 2002-11-25 2005-03-29 Conocophillips Company Managing hydrogen and carbon monoxide in a gas to liquid plant to control the H2/CO ratio in the Fischer-Tropsch reactor feed
US7168265B2 (en) * 2003-03-27 2007-01-30 Bp Corporation North America Inc. Integrated processing of natural gas into liquid products
US20060106119A1 (en) * 2004-01-12 2006-05-18 Chang-Jie Guo Novel integration for CO and H2 recovery in gas to liquid processes
US7405243B2 (en) * 2004-03-08 2008-07-29 Chevron U.S.A. Inc. Hydrogen recovery from hydrocarbon synthesis processes
US20080079946A1 (en) 2006-09-29 2008-04-03 Honeywell International, Inc. Digital intensity suppression for vibration and radiation insensitivity in a fiber optic gyroscope

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPH03242302A (ja) * 1990-02-20 1991-10-29 Mitsubishi Kakoki Kaisha Ltd 水素及び一酸化炭素の製造方法
JP2001342003A (ja) * 2000-05-30 2001-12-11 Mitsubishi Heavy Ind Ltd ガソリン、軽油および灯油用合成ガスの製造方法
WO2007114274A1 (ja) * 2006-03-30 2007-10-11 Nippon Steel Engineering Co., Ltd. 液体燃料合成システム
JP2007297443A (ja) * 2006-04-28 2007-11-15 Chiyoda Corp 天然ガスからの灯軽油製造プロセスにおける合成ガスの製造方法

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2656601C1 (ru) * 2017-08-08 2018-06-06 Публичное акционерное общество "Нефтяная компания "Роснефть" (ПАО "НК "Роснефть") Способ получения синтетической нефти

Also Published As

Publication number Publication date
EP2261172B1 (en) 2016-06-29
US20110015282A1 (en) 2011-01-20
WO2009123247A1 (ja) 2009-10-08
AU2009232664B2 (en) 2011-12-15
JP5424569B2 (ja) 2014-02-26
MY150642A (en) 2014-02-14
CA2718960C (en) 2013-07-02
CN101980951B (zh) 2013-11-06
BRPI0909358A2 (pt) 2015-09-29
JP2009242154A (ja) 2009-10-22
EP2261172A1 (en) 2010-12-15
AU2009232664A1 (en) 2009-10-08
EP2261172A4 (en) 2012-07-04
EP2261172B8 (en) 2016-08-10
US8354456B2 (en) 2013-01-15
ZA201006262B (en) 2011-05-25
CA2718960A1 (en) 2009-10-08
CN101980951A (zh) 2011-02-23
EA201071143A1 (ru) 2011-04-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA018431B1 (ru) Способ получения жидких углеводородов из природного газа
CA2718506C (en) Production method of liquid hydrocarbons from natural gas
US6103773A (en) Gas conversion using hydrogen produced from syngas for removing sulfur from gas well hydrocarbon liquids
CN1183064C (zh) 用合成气生产中的氢进行再生催化剂和烃类转化的气相转化反应
US10040054B2 (en) Fischer-Tropsch synthesis
JP2002502833A (ja) 合成ガスおよび水素転化テールガスから得られる水素を用いるガス転化
US10022692B2 (en) Fischer-Tropsch catalyst activation procedure
CA2793824A1 (en) Process for producing activated catalyst for fischer-tropsch synthesis reaction, process for producing catalyst slurry, and process for supplying catalyst slurry to fischer-tropsch synthesis reactor
CA2738126A1 (en) Hydrocarbon synthesis reaction apparatus, hydrocarbon synthesis reaction system, and hydrocarbon synthesizing method
AU2009329785B2 (en) Low-pressure Fischer-Tropsch process
JP2519998B2 (ja) 炭化水素から水素を製造する方法

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM AZ BY KG MD TJ

MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): KZ TM RU