FR2832415A1

FR2832415A1 - Procede de conversion de gaz de synthese dans des reacteurs en serie

Info

Publication number: FR2832415A1
Application number: FR0115023A
Authority: FR
Inventors: Ari Minkkinen; Reynald Bonneau; Alexandre Rojey
Original assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Current assignee: IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date: 2001-11-20
Filing date: 2001-11-20
Publication date: 2003-05-23
Anticipated expiration: 2021-11-20
Also published as: ZA200402752B; FR2832415B1

Abstract

L'invention concerne un procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont sensiblement parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de produit en phase liquide et de catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur, qui est recyclée.

Description

ART ANTERIEUR : La production de carburants liquides par synthèse Fischer-Tropsch ouvre d'importantes perspectives pour l'exploitation des gisements de gaz éloignés des grands marchés. Ces développements restent conditionnés par la nécessité de réduire les coûts et tout particulièrement les coûts d'investissement afin d'améliorer la rentabilité de cette filière.

Une des façons d'atteindre cet objectif consiste à jouer sur un facteur d'échelle pour réduire les coûts d'investissement par tonne de produit liquide obtenue.

La mise en oeuvre du catalyseur utilisé pour favoriser la réaction de synthèse sous forme de suspension dans la phase liquide ( slurry ), permet de réaliser des réacteurs de taille unitaire très importantes et d'atteindre des niveaux de production très importants, par exemple de 10 000 barils par jour à l'aide d'un seul réacteur triphasique.

De tels réacteurs triphasiques comprenant un catalyseur en suspension dans un solvant généralement inerte dans la réaction. Ils sont généralement appelés réacteurs slurry. Parmi les différents types de réacteur slurry, ont connaît notamment des réacteurs de type autoclave parfaitement agités, ou encore des réacteurs de type colonne à bulle qui opèrent dans des conditions hydrodynamiques variables allant du réacteur parfaitement agité au réacteur opéré en mode piston sans dispersion, ceci tant pour la phase gazeuse que pour la phase liquide.

Récemment, de tels types de réacteurs ont été envisagés pour la synthèse FischerTropsch, plutôt que les réacteurs conventionnels en lit fixe qui présentent l'inconvénient de ne pas évacuer aussi facilement la chaleur dégagée par la réaction.

Ainsi les brevets US 5 961 933 et US 6 060 524 décrivent un procédé et un appareillage permettant d'opérer un réacteur slurry du type colonne à bulle pour la synthèse Fischer-Tropsch. Dans ces brevets, le réacteur slurry comprend un système de recirculation interne ou externe du liquide, ce qui permet d'atteindre des productivités plus élevées pour chaque réacteur Fischer-Tropsch.

Le demande de brevet WO 01/00.595 décrit un procédé de synthèse d'hydrocarbures à partir de gaz de synthèse dans un réacteur triphasique, de préférence du type colonne à bulle, et dans lequel les conditions hydrodynamiques de la phase liquide sont telles que le nombre de Péclet de la phase liquide est

supérieur à 0 et inférieur à 10. Par ailleurs, la vitesse superficielle du gaz est de préférence inférieure à 35 cm. s-1.

Le brevet EP-B-450 860 décrit une méthode permettant d'opérer de manière optimisée un réacteur triphasique de type colonne à bulle. Ce brevet, cherche à optimiser le fonctionnement d'un seul réacteur de ce type. il est indiqué que les performances dépendent essentiellement de la dispersion de la phase gazeuse (nombre de Péclet pour la phase gazeuse) et du maintien en suspension du catalyseur dans la phase liquide. En particulier, le nombre de Péclet pour la phase gazeuse doit impérativement être supérieur à 0,2. Ainsi, ce brevet recommande de ne pas utiliser un réacteur sensiblement parfaitement agité pour ce qui concerne la phase gazeuse (nombre de Péclet gaz voisin de 0), car ce type de réacteur conduit à des niveaux de performance insuffisants.

Ainsi, un tel procédé se heurte à certaines limitations, liées notamment aux phénomènes de mélange axial. Pour favoriser le transfert massique gaz-liquide et liquide solide et le transfert thermique, on a intérêt à brasser fortement les phases liquide et gazeuse en présence, ce qui augmente le mélange axial. En outre pour de grands diamètres de réacteur, par exemple de 8 à 11 m, des mouvements importants de recirculation interne se produisent, qui entraînent un mélange très important de la phase liquide. Ces phénomènes sont favorables sur le plan du transfert de masse gaz-liquide et/ou liquide-solide et du transfert thermique, mais par ailleurs un très fort mélange peut être défavorable pour le degré d'avancement de la réaction.

Le procédé selon l'invention vise à pallier ces problèmes en combinant au moins deux réacteurs triphasiques, de préférence au moins trois réacteurs triphasiques. Il a en effet été observé que la mise en oeuvre de réacteurs fortement mélangés en série permet d'obtenir un avancement correct de la réaction, tout favorisant l'évacuation des calories. Cette enchaînement permet d'atteindre des productivités élevées en produits recherchés, c'est-à-dire essentiellement des paraffines présentant essentiellement un nombre de carbone supérieur à 5, de préférence supérieur à 10, tout en limitant la formation de produits légers (hydrocarbures C1-C4).

DESCRIPTION DE L'INVENTION : L'invention concerne un procédé de synthèse d'hydrocarbures ayant de préférence au moins 2 atomes de carbone dans leur molécule et de manière plus préférée au moins 5 atomes de carbone dans leur molécule par la mise en contact d'un gaz contenant essentiellement du monoxyde de carbone et de l'hydrogène et dans une zone de réaction contenant une suspension de particules solides dans un liquide, qui comprend des particules solides de catalyseur de la réaction. Ladite suspension est également appelée slurry. Le procédé selon l'invention est donc mis en oeuvre dans un réacteur triphasique. De préférence, le procédé selon l'invention sera mis en oeuvre dans un réacteur triphasique du type colonne à bulle.

Le procédé selon l'invention est un procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série, de préférence au moins trois réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de produit en phase liquide et de catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur, qui est recyclée Chacun des réacteurs utilisé est un réacteur du type colonne à bulle, avec mise en contact du gaz avec un mélange liquide/solide très divisé (réacteur slurry ou slurry bubble column selon la terminologie anglo-saxonne) Les catalyseurs utilisés peuvent être de diverses natures et contiennent habituellement au moins un métal choisi de préférence parmi les métaux des groupes 5 à 11 de la nouvelle classification périodique des éléments.

Le catalyseur peut contenir au moins un agent d'activation (également appelé promoteur) choisi de préférence parmi les éléments des groupes 1 à 7 de la nouvelle classification périodique. Ces promoteurs peuvent être utilisés seuls ou en combinaison.

Le support est généralement une matière poreuse et souvent un oxyde réfractaire inorganique poreux. A titre d'exemple, ce support peut être choisi dans le groupe

formé par l'alumine, la silice, l'oxyde de titane, la zircone, les terres rares ou des mélanges d'au moins deux de ces oxydes minéraux poreux.

Typiquement la suspension peut contenir de 10 à 65 % en poids de catalyseur. Les particules de catalyseur ont un diamètre moyen compris le plus souvent entre environ 10 et environ 100 microns. Des particules plus fines peuvent être éventuellement produites par attrition, c'est à dire par fragmentation des particules initiales de catalyseur.

Dans le procédé selon l'invention, chacun des réacteurs est fortement mélangé et se rapproche des conditions de mélange parfait. Les réacteurs selon l'invention sont donc définis comme étant sensiblement parfaitement agités et le nombre de Péclet peut être avantageusement utilisé comme un critère permettant de mesurer le degré d'agitation desdits réacteurs.

Etant donné que la réaction a lieu en phase liquide, la maîtrise de l'hydrodynamique de cette phase est capitale. On peut appliquer pour chaque réacteur le modèle piston-dispersion à la phase liquide, car il est bien adapté aux phases continues. Le nombre de Peclet lié à ce modèle est Pe liq = VI*H/Dax ou VI est la vitesse du liquide dans le réacteur, H la hauteur d'expansion du lit catalytique et Dax le coefficient de dispersion axiale. Il doit de préférence être inférieur à 10, et de manière plus préférée inférieur à 8. Un tel modèle est moins bien adapté à la représentation des phénomènes de mélange dans la phase gazeuse. Toutefois, si on l'utilise néanmoins pour interpréter une expérience de traceur, en déterminant un nombre de Peclet, par exemple à partir de la variance du profil de concentration en sortie, il apparaît qu'il est possible d'atteindre des valeurs de préférence inférieures à 0,2, de préférence inférieures à 0,18, de manière très préférée inférieure à 0,15 et de manière encore plus préférée inférieure à 0,1 voire inférieures à 0,05 et dans certains cas inférieurs ou égaux à 0,03.

Ces conditions sont plus facilement réunies dans le cas d'un réacteur de très grand diamètre, par exemple supérieur à 6m. Toutefois il est également possible d'atteindre de telles conditions dans le cas d'un réacteur de plus petit diamètre en réglant les conditions hydrodynamiques afin de favoriser l'agitation, et donc les transferts massiques gaz-liquide et liquide-solide. Cette agitation peut être obtenue par tous les moyens connus de l'homme de l'art, et notamment par exemple en générant des

mouvements de recirculation de la phase liquide au moyen de structures internes aux réacteurs ou de moyens de recirculation externe telles que des boucles de recirculation.

L'effet de mélange en phase gazeuse sera accru si ladite phase gazeuse est finement dispersée, en bulles de gaz d'un diamètre ne dépassant pas par exemple quelques millimètres. Une telle condition est par ailleurs favorable à la cinétique de réaction.

Pour favoriser l'avancement de la réaction, dans le procédé selon l'invention, on utilise des réacteurs en série, au moins deux, mais de préférence au moins trois.

Ceci permet en outre et c'est là un autre objet de la présente invention, d'étager l'injection de gaz de synthèse. De cette manière il est possible d'optimiser la configuration des réacteurs en série. En particulier, lorsque l'on vise des capacités par train élevées pour bénéficier d'un effet d'échelle, on se trouve limité en général par le diamètre maximal d'un réacteur, pour des raisons de construction et de transport par route. Ce diamètre peut être par exemple de 11m. Dans ce cas, pour maximiser la capacité de production, il est avantageux d'utiliser des réacteurs de même diamètre et on peut y arriver en ajustant la quantité de gaz de synthèse envoyée dans chacun des réacteurs.

Chacun des réacteurs est opéré à une température comprise de préférence entre 1800C et 370 C, de préférence entre 1800C et 3200C de manière plus préférée entre 200 C et 250 C, et à une pression comprise de préférence entre 1 et 5 MPa (Mégapascal), de préférence entre 1 et 3 MPa.

En résumé, le procédé selon l'invention est un procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont sensiblement parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de produit en phase liquide et du catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur, qui est recyclée. Le procédé selon l'invention comprend de préférence au moins 3 réacteurs en série.

Dans le procédé selon l'invention, le nombre de Péclet liquide est de préférence inférieur à 8, et de manière indépendante, le nombre de Péclet gaz est de préférence inférieur à 0,2 et de manière plus préférée inférieur à 0,1.

Selon un mode préférée de fonctionnement du procédé selon l'invention, à la sortie de chaque réacteur la phase gazeuse est séparée de la phase liquide contenant le catalyseur en suspension. De manière plus préférée, les fractions gazeuses sortant des premiers réacteurs sont réunies, traitées et envoyées à l'entrée du dernier réacteur et de manière très préférée, la fraction gazeuse sortant du dernier réacteur est recyclée à l'entrée de l'étape de production de gaz de synthèse.

Selon un mode préféré de fonctionnement du procédé selon l'invention, l'introduction de gaz de synthèse est répartie à l'entrée des réacteurs en série de façon à ce que tous les réacteurs soient de taille identique.

Le catalyseur du procédé selon l'invention est de préférence formé d'un support minéral poreux et d'au moins un métal déposé sur ce support. Le catalyseur est de préférence mis en suspension dans la phase liquide sous forme de particules d'un diamètre de préférence inférieur à 200 microns.

Plusieurs modes de réalisation possible de l'invention sont décrits ci-après. Dans les figures présentées, les références d'un même flux ou équipement sont identiques.

EXEMPLE 1 : Plusieurs modes de réalisation de l'invention sont possibles, l'un de ces modes est présenté sur la figure 1.

Dans cet exemple d'agencement du procédé selon l'invention, on utilise 3 réacteurs en série. Le gaz de synthèse arrive par le conduit 100. Il est envoyé au premier réacteur R1, dans lequel il est dispersé au sein de la phase liquide formée par les produits de la réaction qui sont recyclés. A la sortie de ce premier réacteur R1, on évacue par le conduit 101 le mélange de produit liquide formé contenant le catalyseur en suspension ainsi que le gaz n'ayant pas réagi, sous forme d'une phase dispersée. Par le conduit 102 on introduit une deuxième alimentation de gaz de synthèse et le mélange résultant est envoyé par le conduit 103 au deuxième réacteur R2. A la sortie de ce deuxième réacteur R2, on évacue par le conduit 104 le mélange de produit liquide contenant le catalyseur en suspension ainsi que le gaz n'ayant pas réagi, sous forme de phase dispersée. Par le conduit 106 on introduit une troisième

alimentation en gaz de synthèse et le mélange résultant est envoyé par le conduit 107 au troisième réacteur R3. A la sortie de ce troisième réacteur R3, on évacue par le conduit 108 le mélange de produit liquide contenant le catalyseur en suspension ainsi que le gaz n'ayant pas réagi, sous forme de phase dispersée. La phase gazeuse est séparée de la phase liquide dans le séparateur SL. Cette phase gazeuse est évacuée par le conduit 111, traitée et recyclée. La phase liquide contenant le catalyseur en suspension est envoyée au système de séparation et de filtration SC. La phase liquide séparée du catalyseur est évacuée par le conduit 110 tandis que la phase liquide concentrée en catalyseur est recyclée par le conduit 109 au premier réacteur R1.

EXEMPLE 2 : Dans le procédé selon l'invention, des séparations intermédiaires peuvent éventuellement être effectuées. En particulier, il et possible de séparer la fraction gazeuse résiduelle à la sortie de chaque réacteur, comme le montre le schéma de la figure 2.

Les fractions gazeuses résiduelles sont séparées à la sortie de chacun des réacteurs, au moyens des séparateurs, SL1, SL2 et SL3.

Ceci évite d'envoyer les gaz inertes et l'eau que contiennent les fractions gazeuses résiduelles sortant d'un réacteur au réacteur suivant. Les séparateurs SL1, SL2, SL3 fonctionnent par exemple par décantation, en prévoyant un temps de séjour dans le ballon de séparation suffisant. Les fractions gazeuses ainsi collectées par les conduits 111, 112 et 113 sont réunies, traitées et recyclées.

Les fractions gazeuses collectées par les conduits 111,112 et 113 contiennent de l'eau, du dioxyde de carbone, des hydrocarbures légers ainsi qu'un mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène. Il est avantageux d'envoyer le mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène recueilli à la sortie d'un réacteur au réacteur suivant (non représenté).

Les autres flux ou équipements sont identiques à ceux de la figure 1.

EXEMPLE 3 : Dans le cas de l'exemple de réalisation représenté sur la figure 3, les fractions gazeuses recueillies par les conduits 112 et 113 à la sortie des réacteurs R1 et R2

sont réunies et traitées. Le mélange gazeux est d'abord refroidi dans l'échangeurcondenseur C1, de façon à condenser l'eau. On obtient ainsi un mélange de trois phases, qui sont séparées dans le séparateur S4 : une phase aqueuse qui est évacuée par le conduit 114, une phase hydrocarbure liquide qui est évacuée par le conduit 115, et une phase gazeuse qui est évacuée par le conduit 116. La phase gazeuse est envoyée à une section de traitement T1, de façon à séparer au moins en partie le dioxyde de carbone qu'elle contient. La fraction gazeuse riche en dioxyde de carbone, qui est ainsi séparée est évacuée par le conduit 117. La section de traitement T1 peut mettre en oeuvre les différents procédés connus pour séparer le dioxyde de carbone. On peut utiliser par exemple un procédé de lavage par un solvant, tel que par exemple une amine, ou encore un solvant physique tel que le méthanol réfrigéré, le carbonate de propylène ou le diméthyléther de tétraéthylèneglycol (DMETEG). On peut également utiliser tout autre procédé basé par exemple sur une séparation par adsorption ou une séparation par membrane sélective. Le mélange gazeux obtenu, qui est évacué de l'unité de traitement T1 par le conduit 106, est enrichi en oxyde de carbone et en hydrogène. Il contient encore des hydrocarbures légers et notamment du méthane. Il est envoyé à l'entrée du dernier réacteur R3. Il peut être éventuellement mélangé avec un appoint de mélange d'oxyde de carbone et d'hydrogène, provenant de la section de production de gaz de synthèse (non représentée). Les hydrocarbures légers qui arrivent par le conduit 106 et qui ne sont pas convertis dans le réacteur R3 sont évacués par le conduit 111 et peuvent être recyclés à l'entrée de la section de production de gaz de synthèse.

EXEMPLE 4 : Sur la figure 4 est présenté un autre exemple de disposition possible : Le gaz de synthèse est envoyé au premier réacteur R1 par le conduit 100. A la sortie du réacteur R1, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL1. La phase gazeuse sortant du séparateur SL1 est refroidie dans l'échangeur C1. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 210, par ailleurs une phase condensée d'hydrocarbures légers est évacuée par le conduit 211. La phase gazeuse résultante est évacuée par le conduit 113 et envoyée au réacteur R2, en étant mélangée à l'entrée du réacteur R2 avec un appoint de gaz de synthèse

arrivant par le conduit 102. A la sortie du réacteur R2, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL2. La phase gazeuse sortant du séparateur SL2 est refroidie dans l'échangeur C2. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 212 et par ailleurs d'une phase condensée d'hydrocarbures légers qui est évacuée par le conduit 213. La phase gazeuse résultante est évacuée par le conduit 112 et envoyée au réacteur R3, avec un appoint de gaz de synthèse arrivant par le conduit 106. A la sortie du réacteur R3, la phase gazeuse et la phase liquide sont séparées dans le séparateur SL3. La phase gazeuse sortant du séparateur SL3 est refroidie dans l'échangeur C3. Cette réfrigération conduit à la condensation d'une phase aqueuse et à l'évacuation de cette phase condensée par le conduit 213 ; par ailleurs une phase condensée d'hydrocarbures légers est évacuée par le conduit 214.

Les produits liquides sortant des séparateurs SL1, SL2 et SL3 par les conduits 200, 201 et 202, contenant le catalyseur en suspension sont envoyés en mélange dans le séparateur SC, dans lequel les produits liquides évacués par le conduit 110 sont séparés d'une phase liquide concentrée en catalyseur, qui est recyclée aux réacteurs R 1, R2 et R3.

Sur le schéma de la figure 6, les séparateurs SL1, SL2 et SL3 sont figurés comme distincts des réacteurs R1, R2 et R3. La phase gazeuse sortant de chaque réacteur peut être également séparée de la phase liquide contenant le catalyseur en suspension dans le réacteur lui-même, la phase liquide contenant le catalyseur pouvant alors être évacuée sous contrôle de niveau.

EXEMPLE 5 : Cet exemple décrit un mode de réalisation permettant la circulation du catalyseur entre les divers réacteurs. La figure 5 présente le schéma correspondant.

Chaque réacteur étant fortement mélangé, le catalyseur introduit à la base de chaque réacteur est réparti de façon homogène dans toute la phase liquide occupant le réacteur. Dans l'exemple de réalisation schématisé sur la figure 5, la fraction gazeuse non convertie se désengage en tête de chaque réacteur et la phase liquide contenant le catalyseur en suspension s'écoule par débordement et circule vers la base du réacteur suivant par simple gravité. Les lignes de transfert assurant le

passage d'un réacteur au réacteur suivant doivent être conçues de façon à présenter la pente la plus régulière possible. La phase liquide recueille à la sortie du dernier réacteur est au moins partiellement séparée du catalyseur qu'elle contient et filtrée.

Elle est alors évacuée par le conduit 109. Le catalyseur qui reste en suspension dans une phase liquide résiduelle est recyclé avec cette phase liquide au premier réacteur.

Un tel mode de réalisation peut être également mis en oeuvre dans les cas où des dispositifs de séparation et notamment de désengagement de la phase gazeuse sont mis en oeuvre à la sortie de chacun des réacteurs comme cela est illustré dans les exemples 2,3 et 4.

Il est également possible d'effectuer à la sortie de chacun des réacteurs une séparation entre la phase liquide produite et une phase liquide concentrée en catalyseur qui est retournée au réacteur. Au lieu d'un dispositif de séparation unique SC, on disposera par exemple dans un tel cas d'autant de dispositifs de séparation que de réacteurs.

Les figures 6 et 7 présentent deux schémas d'agencement de réacteurs avec circulation utilisables dans le procédé selon l'invention. Ces réacteurs comprennent un échangeur interne, par exemple constitué de faisceaux de refroidissement de préférence tubulaires.

Ces réacteurs présentent une alimentation et une sortie, l'eau rentrant par la conduite 1 et la vapeur générée sortant par la conduite 2. Un système de dispersion de la charge 4 est également disposé à l'intérieur du réacteur. Il peut s'agir d'un plateau distributeur de la charge gazeuse (gaz de synthèse) alimentée par la ligne 3. L'alimentation en liquide comprenant le catalyseur en suspension peut éventuellement être effectuée par la même ligne, le mélange gaz/liquide/solide étant réalisé en amont, comme cela est le cas sur les figures 6 et 7. Il est également possible d'utiliser des alimentations séparées, seul le gaz alimentant le système de dispersion 4. Dans la figure 7, la recirculation interne est favorisée par la conception du réacteur.

EXEMPLE 6 : Cette exemple présente un bilan matière d'un mode de réalisation selon la figure 4.

Par le conduit 100, arrive un débit de 713t/h de gaz de synthèse dont la composition molaire est la suivante :

<tb>
<tb> Eau <SEP> : <SEP> 0,004
<tb> Hydrogène <SEP> : <SEP> 0,672
<tb> CO <SEP> : <SEP> 0, <SEP> 311
<tb> Méthane <SEP> : <SEP> 0,013
<tb>
Le procédé utilisé comprend 3 réacteurs R1, R2, R3 sensiblement parfaitement mélangés et présentant les nombres de Péclet compris entre 0,02 et 0,03.

Le réacteur R1 opère à une température de 236 C. A la sortie du réacteur R1, après séparation, on recueille par le conduit 200,66 t/h de produits liquides comprenant 87% en fraction molaire de constituants, dont la molécule comprend au moins 10 atomes de carbone. Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère 234 t/h d'eau (conduit 210), 67 t/h d'hydrocarbures condensés (conduit 211) et 347 t/h de gaz de synthèse à une pression de 28 bars, qui est envoyé au réacteur R2 via le conduit 113 en étant mélangé avec 327 t/h de gaz de synthèse arrivant par le conduit 102.

A la sortie du réacteur R2, après séparation, on recueille par le conduit 101,63 t/h de produits liquides. Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère par le conduit 212,224 t/h d'eau, par le conduit 213 76t/h de condensat et par le conduit 112, 311 t/h de gaz de synthèse, qui est envoyé au réacteur R3 en étant mélangé avec 293t/h de gaz de synthèse arrivant par le conduit 106.

A la sortie du réacteur R3, on recueille par le conduit 202,58 t/h de produits liquides. Après refroidissement de la phase gazeuse, on récupère 205 t/h d'eau, 75 t/h de condensat et 266 t/h de gaz de synthèse.

Le rendement de conversion global atteint 91 %.

Claims

REVENDICATIONS 1. Procédé de conversion d'un gaz de synthèse en hydrocarbures liquides mis en oeuvre dans au moins deux réacteurs en série contenant au moins un catalyseur en suspension dans une phase liquide, dans lequel lesdits réacteurs sont sensiblement parfaitement mélangés, le dernier réacteur est au moins en partie alimenté par au moins une partie d'une au moins des fractions gazeuses recueillies à la sortie d'au moins un desdits réacteurs, et le mélange de produit en phase liquide et du catalyseur sortant du dernier réacteur est au moins en partie séparé de façon à obtenir un produit liquide sensiblement exempt de catalyseur et une fraction liquide enrichie en catalyseur, qui est recyclée.
2. Procédé selon la revendication 1 comprenant au moins 3 réacteurs en série.
3. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 dans lequel le nombre de Péclet liquide est inférieur à 8.
4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel le nombre de Péclet gaz est inférieur à 0,2.
5. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3 dans lequel le nombre de Péclet gaz est inférieur à 0,1.
6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5 dans lequel à la sortie de chaque réacteur la phase gazeuse est séparée de la phase liquide contenant le catalyseur en suspension.
7. Procédé selon la revendication 6 dans lequel les fractions gazeuses sortant des premiers réacteurs sont réunies, traitées et envoyées à l'entrée du dernier réacteur.
8. Procédé selon la revendication 7, dans lequel la fraction gazeuse sortant du dernier réacteur est recyclée à l'entrée de l'étape de production de gaz de synthèse.
9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, dans lequel l'introduction de gaz de synthèse est répartie à l'entrée des réacteurs en série de façon à ce que tous les réacteurs soient de taille identique.
10. Procédé selon l'une des revendications 1 à 9, dans lequel le catalyseur est formé d'un support minéral poreux et d'au moins un métal déposé sur ce support, le

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catalyseur étant mis en suspension dans la phase liquide sous forme de particules d'un diamètre inférieur à 200 microns.