JPH10151337A - 気泡塔反応器の最適な作動方法 - Google Patents

気泡塔反応器の最適な作動方法

Info

Publication number
JPH10151337A
JPH10151337A JP9224474A JP22447497A JPH10151337A JP H10151337 A JPH10151337 A JP H10151337A JP 9224474 A JP9224474 A JP 9224474A JP 22447497 A JP22447497 A JP 22447497A JP H10151337 A JPH10151337 A JP H10151337A
Authority
JP
Japan
Prior art keywords
gas
reactor
phase
sec
liquid
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Pending
Application number
JP9224474A
Other languages
English (en)
Inventor
Cristina Maretto
クリスチーナ・マレット
Vincenzo Piccolo
ビンチェンゾ・ピッコロ
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Agip Petroli SpA
Agip SpA
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Agip Petroli SpA
Agip SpA
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
Family has litigation
First worldwide family litigation filed litigation Critical https://patents.darts-ip.com/?family=11374784&utm_source=google_patent&utm_medium=platform_link&utm_campaign=public_patent_search&patent=JPH10151337(A) "Global patent litigation dataset” by Darts-ip is licensed under a Creative Commons Attribution 4.0 International License.
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN, Agip Petroli SpA, Agip SpA filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of JPH10151337A publication Critical patent/JPH10151337A/ja
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • 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
    • C10G2/34—Apparatus, reactors
    • C10G2/342—Apparatus, reactors with moving solid catalysts

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

(57)【要約】 【課題】 固体、液体及び気体の３相反応を良好に実施
する。 【解決手段】 １）多段階気泡塔反応器を使用し、２）
気体相及び固体を含有する液体相の流動条件を栓流条件
とし、３）各段階における固体の濃度を５〜５０％（容
量／容量）とする。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】本発明は、２以上の段階数の気泡塔反応器
を使用し、最適に３相（固体、液体及び気体）反応を行
う方法に係る。
【０００２】前記気泡塔では、塔の下方部近くで導入さ
れた気泡によって、固体粒が液体中に懸濁した状態に維
持される。
【０００３】本発明の方法は、特に、フィッシャー−ト
ロプシュ法に従って、合成ガスＣＯ−(ＣＯ2)−Ｈ2、又
はＣＯ及びＨ２の混合物の還元による、好ましくは分子
中に少なくとも５個の炭素原子を含有する本質的に直鎖
状及び飽和状の炭化水素の合成のための方法に応用され
る。
【０００４】さらに詳述すれば、本発明の方法は、比較
的高い温度、たとえば１００℃以上の温度で行われる発
熱反応に適用される。
【０００５】ヨーロッパ特許公開第450,860号には、気
泡塔反応器において３相反応、特にフィッシャー−トロ
プシュ反応を最適に行うための条件が開示されている。
【０００６】このヨーロッパ特許公開第450,860号の開
示（ただ１つの相が存在する仮定に基づく）は、基本的
には、特に試薬の高い転化率のためには、完全な混合物
流（ＣＳＴＲ）に対して栓流（ＰＦ）がより好適である
ことに係る。
【０００７】同時に気体見掛け速度に関する研究によ
り、前記ヨーロッパ特許公開第450,860号では、反応器
のものに匹敵するサイズをもつ非常に大きい気泡による
インパルス流（スラグ流）を防止することを試みてい
る。
【０００８】ヨーロッパ特許公開第450,860号の実施例
１は、ＰＦがＣＳＴＲよりも良好であることを開示して
いるが、この比較は単一相反応器を考慮して行われたも
のである。
【０００９】実際には、かかるヨーロッパ特許公開第45
0,860号の開示は、３相系の複雑さを充分には表しては
いない点で不完全である。加えて、ヨーロッパ特許公開
第450,860号は、熱交換の問題（フィッシャー−トロプ
シュ法の場合における如く発熱反応の場合において特に
重大な問題）に対して必要な注意をはらっていない。
【００１０】発明者らは、新たに、上述の不都合を解消
する気泡塔反応器の最適な操作のための方法を見出し
た。
【００１１】これによれば、本発明は、特に、好適な触
媒の存在下、ＣＯ及びＨ２を含む気体混合物を原料とし
て、主として重質の炭化水素を生成するフィッシャー−
トロプシュ反応のための、気体相、液体相及び固体相の
存在下でスラリー気泡塔反応器を最適に作動させる方法
において、１）該方法を、２以上、好ましくは２〜５、
さらに好ましくは３〜４の数の直列の段階において行う
と共に、各段階における温度を独立して制御し；２）気
体相及び懸濁した固体を含有する液体相の流れ条件が本
質的に栓流条件であり、気体の見掛け速度が３〜２００
ｃｍ／秒、好ましくは５〜１００ｃｍ／秒、さらに好ま
しくは１０〜４０ｃｍ／秒であり、液体の見掛け速度が
０〜１０ｃｍ／秒、好ましくは０〜２ｃｍ／秒、さらに
好ましくは０〜１ｃｍ／秒であり；３）各段階における
固体の濃度が各単一段階について本質的に一定かつ等し
く、５〜５０％（容量／容量）、好ましくは１０〜４５
％（ｖ／ｖ）、さらに好ましくは２５〜４０％（ｖ／
ｖ）であることを特徴とするスラリー気泡塔反応器の最
適な作動方法に係る。
【００１２】ここで、「各段階における温度の独立制
御」とは、一定又は可変の軸方向温度プロフィールを得
ることが可能であることを示す。好適な具体例では、温
度プロフィールは各段階において一定であり、すべての
段階について等しい。
【００１３】本発明の方法では、各段階における固体の
濃度は、各単一段階について本質的に一定かつ等しい。
液体相から上方に運ばれ、次の相に供給される固体の量
は、先の段階からのもの及び可及的に再循環されるもの
によって補充される。好適な１具体例では、生成された
液体＋塔の最頂部に相当する段階から再循環されなけれ
ばならないものの取り出しが行われる。後者の流れは懸
濁状の固体を取出し、この固体は液体相から分離され
（部分的又は完全に）、塔の底部に固体の形で又は懸濁
液（濃縮されたもの又は希釈されたもの）の形で再循環
される。再循環される生成物も分割され、中間段階に供
給される。
【００１４】本発明の好適な具体例、すなわちＣＯの還
元を介する炭化水素の合成においては、固体粒の少なく
とも一部は、この反応の触媒として普通に使用される当
業者に公知のものの中から選ばれる触媒粒でなる。本発
明の方法では、フィッシャー−トロプシュ合成の各種触
媒、特に鉄又はコバルトを基材とするものが使用され
る。好ましくはコバルト基材触媒が使用され、触媒中
に、コバルトはフィッシャー−トロプシュ反応に対して
触媒的に活性を発揮するに充分な量で存在する。コバル
トの濃度は、触媒の総重量に対して、通常少なくとも３
重量％、好ましくは５〜４５重量％、さらに好ましくは
１０〜３０重量％である。コバルト及び可及的にプロモ
ーターは担体（たとえば、シリカ、アルミナ又は酸化チ
タン）に分散される。触媒は他の酸化物（たとえば、ア
ルカリ金属、アルカリ土類金属、希土類金属の酸化物）
を含有できる。触媒は、フィッシャー−トロプシュ触媒
として活性である他の金属（たとえば、ルテニウムの如
き周期律表第６〜８属の金属）を含有でき、又はプロモ
ーター（たとえば、モリブデン、レニウム、ハフニウ
ム、ジルコニウム、セリウム又はウラニウム）を含有で
きる。金属プロモーターは、通常、コバルトに対して、
少なくとも０.０５：１、好ましくは少なくとも０.１：
１、さらに好ましくは０.１：１〜１：１の比で存在す
る。
【００１５】上記触媒は、一般に、通常平均直径１０〜
７００μｍ、好ましくは１０〜２００μｍ、さらに好ま
しくは２０〜１００μｍを有する微粉末状である。かか
る触媒は液体相及び気体相の存在下で使用される。フィ
ッシャー−トロプシュ法の場合、液体相は、たとえば分
子当たり少なくとも５個の炭素原子を有する１以上の炭
化水素の不活性液体でなる。好ましくは、液体相は、本
質的に、約１４０℃より高い、好ましくは約２８０℃よ
り高い沸点を有する飽和パラフィン又はオレフィン系重
合体でなる。加えて、適切な液状媒体は、各種触媒の存
在下においてフィッシャー−トロプシュ反応によって生
成された好ましくは約３５０℃より高い、好ましくは３
７０〜５６０℃の沸点を有するパラフィンでなる。
【００１６】固体の充填量、すなわち懸濁液又は希釈液
の容量に対する触媒の容量は５０％まで、好ましくは５
〜４０％である。
【００１７】フィッシャー−トロプシュの場合、一酸化
炭素及び水素を含む供給ガスを、最大３０容量％以下、
好ましくは２０容量％以下の窒素、メタン、二酸化炭素
の中から通常選ばれる他のガスで希釈できる。
【００１８】原料ガスを標準的には反応器の第１段階の
底部に導入し、各段階を通って、反応器の頂部まで通過
させる。不活性ガス希釈剤をより多い量で使用すること
は、生産率を制限するだけでなく、希釈用ガスを排除す
るために高価な分離段階を必要とする。
【００１９】炭化水素の合成法に関する条件、特に温度
及び圧力条件は一般に公知である。しかしながら、本発
明の方法では、温度は１５０〜３８０℃、好ましくは１
８０〜３５０℃、さらに好ましくは１９０〜３００℃の
範囲である。圧力は、一般的には約０.５ＭＰａ以上、
好ましくは０.５〜５ＭＰａ、さらに好ましくは１〜４
ＭＰａである。温度が高い場合、他のパラメーターが同
一のままであれば、一般に生産率は上昇する。しかしな
がら、フィッシャー−トロプシュの場合、温度の増大に
沿って、メタンへの選択率は上昇する傾向にあり、触媒
の安定性は低減する傾向にある。
【００２０】水素と一酸化炭素との間の比に関しては、
広い範囲で変化できる。
【００２１】フィッシャー−トロプシュ反応に関する化
学量論比Ｈ2：ＣＯは約２.１：１であり、懸濁液中で行
われる多くの方法は、比較的低いＨ2：ＣＯの比を使用
する。本発明の方法では、Ｈ2：ＣＯの比は１：１〜
３：１、好ましくは１.２：１〜２.５：１である。
【００２２】本発明の方法を、図１〜７を参照して、こ
こに詳述する。
【００２３】図１は、気体及び液体／固体懸濁液の両方
について栓流条件とし、単位容積当たりの特定の比熱交
換面積（ａw）として、塔反応器内の寸法座標（ξ）に
おける反応器の軸線に沿った温度プロフィール（Ｔ：ケ
ルビン度）を示す。操作条件は次のとおりである：反応
器の入口における気体の見掛け速度Ｕi＝０.３０ｍ／
秒；懸濁液中における触媒の容積フラクションεs＝０.
３５；反応器の入口における温度Ｔi＝５１３Ｋ。この
図において、連続線はａw＝３０.５ｍ2／ｍ３での温度
プロフィールを示し、一方、点線は反応器における平均
温度Ｔavg＝５１３Ｋを示す。
【００２４】図２は、気体及び液体／固体懸濁液の両方
について栓流条件とした塔反応器における温度プロフィ
ールを、理想の等温の場合及び現実の場合を比較して示
す。操作条件は次のとおりである。Ｕi＝０.３０ｍ／
秒；εs＝０.３５；Ｔi＝５０８.２Ｋ；反応器内の最大
制限温度Ｔlim＝５１３Ｋ。連続線はａw＝３２ｍ2／ｍ
３での現実の場合を表し、点線は理想の場合を表す。
【００２５】図３は、気体及び液体／固体懸濁液の両方
について栓流条件とした塔反応器における合成ガスの変
化率プロフィールを、理想の等温の場合及び現実の場合
を比較して示す。操作条件は次のとおりである：Ｕi＝
０.３０ｍ／秒；εs＝０.３５；Ｔi＝５０８.２Ｋ；Ｔ
max＝５１３Ｋ。連続線はａw＝３２ｍ2／ｍ３での現実
の場合を表し、点線は理想の場合を表す。
【００２６】図４は、反応器の入口における気体の見掛
け速度（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する合成ガス
（Ｘ）の変化率を示す。すべてのテストに関して、Ｄ＝
７ｍ；Ｈ＝３０ｍ；Ｔ＝５１３.２Ｋ；Ｐ＝３０バー
ル；（Ｈ2／ＣＯ）原料＝２。
【００２７】図５は、反応器の入口における気体の見掛
け速度（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する相対的生産
率（ＰR）を示す。基本の場合をＮ＝１、Ｕi＝０.１０
ｍ／秒とする。すべてのテストに関して、Ｄ＝７ｍ；Ｈ
＝３０ｍ；Ｔ＝５１３.２Ｋ；Ｐ＝３０バール；（Ｈ2／
ＣＯ）原料＝２。
【００２８】図６は、反応器の入口における気体の見掛
け速度（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する単位容積当
たりの比熱交換面積の増大［ａw（Ｎ）／ａw（１）］を
示す。すべてのテストに関して、Ｄ＝７ｍ；Ｈ＝３０
ｍ；Ｔ＝５１３.２Ｋ；Ｐ＝３０バール；（Ｈ2／ＣＯ）
原料＝２。
【００２９】図７は、段階の数（Ｎ）に対する各段階の
間の単位容積当たりの比熱交換面積の分配（ａR）を示
す。すべてのテストに関して、Ｄ＝７ｍ；Ｈ＝３０ｍ；
Ｔ＝５１３.２Ｋ；Ｐ＝３０バール；（Ｈ2／ＣＯ）原料
＝２；数字は気体の見掛け速度Ｕi＝０.３０ｍ／秒に関
する。
【００３０】当業者に知られているように、スラリー気
泡塔の各種の操作方式は、問題の気体、液体及び固体の
性質、たとえば温度、圧力、気体及び液体の速度、流
量、固体の濃度、分配器のデザインの如き操作条件に応
じて区別される。
【００３１】少なくとも２つの操作方式が認められる。
すなわち、均一法及び不均一法である。前者では、気体
相が微細に分散した小さい気泡の形で懸濁液を通過す
る。後者は一般化２相モデルによって代表され、このモ
デルにおいて、第１の相（「希釈相」と称される）は大
きい気泡の形で反応器を通過する気体のフラクションで
なる。第２（「濃厚」）相は固体粒が懸濁している液体
相及び微細に分散された小さい気泡の形の残りの気体フ
ラクションによって表される。大きい気泡（小さい気泡
よりも大きい上昇速度を有する）は、本質的に、栓流状
であると考えられる。濃厚相（液体、懸濁している固体
及び微細に分散した小さい気泡でなる）は、操作条件及
び反応器の幾何形状に応じて、栓流状又は完全な混合流
状であると考えられる。
【００３２】フィッシャー−トロプシュ反応を参照する
と、実施例１は、それぞれ気体相及び液体相に関する仮
説上の流動条件に応じた予測変化レベルを比較する。実
施例１の結果から、液体相に関して完全な混合物流であ
る場合には、気体相に関して（ＣＳＴＲよりもむしろ）
栓流条件であることが明らかに有利であるが、液体相
（又は懸濁相）も栓流状である場合には、さらに明らか
なように有利であることが観察される。
【００３３】同様に、実施例２（不均一条件に係る）か
ら、気体相だけでなく液体相についても栓流条件とする
ことがさらに望ましくかつ好適であることが観察され
る。
【００３４】発熱性プロセスでは、フィッシャー−トロ
プシュ法と同様に、液体に関してＰＦ条件とすること
は、塔における温度プロフィール、すなわち塔の軸方向
に沿った温度プロフィールを有するとの不利を生ずる。
フィッシャー−トロプシュタイプの方法では、反応器に
おける操作温度の制御は、反応の選択率に直接的に影響
するため重要であり、触媒が過熱すること（望ましくな
い）を防止することも重要である。
【００３５】従って、反応器に、たとえば管巣、コイル
又はスラリー中に浸漬された又は反応器の内部表面に配
置された他の種類の熱交換表面でなる好適な冷却システ
ムを設置することが必要である。
【００３６】実施例３（図１）は、同一の操作条件及び
同一の反応器の幾何形状のもとで、気体相及び液体相
（固体相を含有する）の両方について栓流タイプの条件
を採用した場合において、理想のケース（塔において等
温条件であると仮定）と、軸方向のプロフィールがあ
り、最大温度が認められる現実のケースとの間の比較を
示す。
【００３７】触媒の各々の種類に関して、温度限界（Ｔ
lim）（これ以上の温度では、操作することが好ましく
ない）が認められる。方法の実施の間（触媒の代表的な
特性、たとえば活性及び選択性のためだけでなく、触媒
自体の耐火性のためにも）この温度は越えられてはなら
ない。
【００３８】実施例４（図２）はＴlim値に注意するこ
とによって、理想の等温プロフィールのものよりも完全
に下方にある軸方向温度プロフィールが得られることを
示す。これは、図３に示すように、現実の栓流のケース
（すなわち非等温性）が理想のＰＦのケース（すなわち
等温性）よりも低いものとして変化率が達成されること
を意味する。
【００３９】塔反応器の代表的な操作条件下では、液体
／固体懸濁液の逆混合は、工業的な反応器サイズに関し
て液体相が完全に混合される（その見掛け速度が制限さ
れる際）ことが現実的に求められていると言ってもよい
程度まで、塔の直径が増大するにつれてますます重要に
なる。一方、流量が大きくかつその見掛け速度が大きい
方法では、気体についてＰＦとすることが正に合理的で
ある。
【００４０】実施例５から、スラリー塔を液体について
ＣＳＴＲモデルでかつ気体についてＰＦでシミュレート
する際、総反応容積が同じである場合、達成される最終
の変化率が段階の数によって増大することが認められ
る。換言すれば、直列の数個の反応器において得られる
結果が、唯１つの多段階反応器でも得られる。
【００４１】図４から、４〜５の段階で変化率９０％が
得られることが認められる。これは、同じ入口気体流量
（又は気体の見掛け速度）及び総反応容積であれば、１
以上の分離手段を採用することによって、より高い生産
率が得られる（図５）ことを意味する。
【００４２】図５は、伝統的な「単一段階」反応器（Ｎ
＝１）について、気体流量（又は気体の見掛け速度）の
増大により、反応器内での変化率は低減し、一方、生産
率は増大することを示す。
【００４３】この挙動は、反応が完全に混合された（Ｃ
ＳＴＲ）液体相で行われることを考慮すれば説明され
る。結果として、反応速度は、液体相中における試薬の
最終濃度に左右され、より小さい試薬の変化率について
は濃度はより大きい。換言すれば、液体相中の試薬の濃
度が大きければ、反応速度は大きく、従って、生産率も
大きい。このように、伝統的は反応器（Ｎ＝１）では、
生産率の増大は変化率にとっては有害である。従って、
より大きい生産率が要求されればされるほど、回収及び
再循環されるべき未変化の試薬の量が多くなる。
【００４４】本発明の方法の利点の１つは、（段階の数
が１より大であるため）生産率の増大が可能であると共
に、変化率のロスが補償されるとの事実にある。
【００４５】実際のところ、図５から、同じ総反応容積
である場合、単一段階では気体の見掛け速度が０.１ｍ
／秒である際に、少なくとも２段階では速度が０.２ｍ
／秒である際に、少なくとも３段階では速度が０.３ｍ
／秒である際に少なくとも９５％の変化率が得られるこ
とが理解される。このように、生産率は１から２段階に
（０.１から０.２ｍ／秒）に増大させることによって２
倍になり、１から３段階（０.１から０.３ｍ／秒）に増
大させることによって３倍になる。
【００４６】気体の流量（又は気体の見掛け速度）及び
総反応容積の各々に関して、段階の数が増大する際、変
化率の限度がある（これは、液体が栓流である場合に得
られるものに相当する）ことが指摘されなければならな
い。事実、図５において、Ｎ＝１０（実際には液体のＰ
Ｆに相当する）である場合、達成される変化率レベル
は、気体の見掛け速度の増大によって低下することが認
められる。
【００４７】等温性の仮説は、各単一段階について独立
した冷却システムが採用されるとの事実のため、有効に
許容される。
【００４８】実施例６では、実施例５で適用したものと
同じ操作条件に関して、比熱交換表面積を単位容積当た
りで算定した。図６は、段階の数Ｎ及び気体の見掛け速
度に関連して、これらの値を比較する。比熱交換表面積
は、段階の数の増大によって誘発される変化率の増大に
関連して、段階の数Ｎによって増大することが認められ
る。反応器に沿って又は各段階における等温条件を確実
なものとするため、各段階について予測される熱交換表
面積は、同段階で発生する熱の量に比例する。図７（実
施例６）は、段階（全反応容積がこれら段階に分割され
る）の総数を関数として、各段階において、熱交換表面
がいかに分配されているかを示す。
【００４９】以下の実施例は、本発明がさらに良好に理
解されるように例示するものである。
【００５０】
【実施例１】フィッシャー−トロプシュ合成に適用した均一方式で作
動する３相塔反応器の各種理想モデル間の比較 均一方式で作動する３相塔反応器の挙動を記述するた
め、少なくとも３種の理想モデルが考えられる。 １．気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の両方が
完全に混合しているもの（ＣＳＴＲ）と認められるモデ
ル 気体相における物質収支： 液体相における物質収支： ここで： ＱG 0＝反応器の入口における気体の流量（容量）； ＱG ＝反応器の出口における気体の流量（容量）； ＱL 0＝反応器の入口における液体の流量（容量）； ＱL ＝反応器の出口における液体の流量（容量）； ＣG,i 0＝反応器の入口における気体相中の試薬ｉのモル
濃度； ＣG,i ＝反応器の出口における気体相中の試薬ｉのモル
濃度； ＣL,i 0＝反応器の入口における液体相中の試薬ｉのモル
濃度； ＣL,i ＝反応器の出口における液体相中の試薬ｉのモル
濃度； (ＫLａ)i＝試薬ｉに関する気体−液体物質（容量）移動
係数； Ｈi＝試薬ｉに関するヘンリー定数； εL＝懸濁液（液体＋固体）のホールドアップ； ＶL＝反応容積； Ｒi＝非通気懸濁液に関する液体相中の試薬ｉの消費
率； ｉ ＝Ｈ2、ＣＯ
【００５１】反応速度はモル数の消費に伴うため、気体
の容積収縮を考慮して、式 Ｑ＝Ｑ0（１＋αＸ） を導入する。ここで： Ｘ＝合成ガスの変化率； α＝収縮率＝１−Ｑ(Ｘ＝１)／Ｑ(Ｘ＝０） ２．懸濁状の固体を含有する液体相のみが完全混合であ
り（ＣＳＴＲ）、一方、気体相は塔内を栓流（ＰＦ）で
流動するモデル気体相における物質収支： 液体相における物質収支： ここで：ＵG＝気体の見掛け速度： ｚ ＝反応器の軸座標； Ａ ＝反応器の自由区分； Ｈ ＝通気懸濁液（液体＋固体）の高さ ３．気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の両方が
塔内で栓流（ＰＦ）状にあると認められるモデル気体相
における物質収支： 液体相における物質収支： ここで：ＵL＝液体相の見掛け速度懸濁状の固体を含有
する液体相は、バッチ条件下にあるか、又は塔の底部か
ら反応器に供給された気体流と並流する。
【００５２】各種モデル間の比較を、等温条件を仮定し
て、同じ総反応容積及び操作条件下で行う。速度はコバ
ルトを基材とする標準の触媒に関する。固体は反応器の
長さ全体に均一に分散しているものとする。フィッシャ
ー−トロプシュ合成反応に適用した上記モデルを記述す
るために特別に開発した３種の異なる演算プログラムを
使用して計算を行う。反応器の幾何形状、操作条件及び
得られた結果を表１に示す。
【００５３】
【表１】 反応器のサイズ 直径 ７ｍ 高さ ３０ｍ 操作条件 温度 ２４０℃ 圧力 ３０バール 導入気体の組成 Ｈ2／ＣＯ＝２（＋５％不活性生成物） 仮定の収縮ファクター α＝−０.６３８ 入口気体速度 １２.５ｃｍ／秒 入口液体速度 １.０ｃｍ／秒 固体濃度（容積フラクション) ０.２０ 懸濁液（液体＋固体）の密度 ７２８Ｋｇ／ｍ3 モデルの結果 モデル １ ２ ３ 合成ガスの変化率 ７４％ ８５％ ９５％ 表１は、両方の相について完全混合条件から、少なくと
も気体相について栓流条件とした条件にシフトさせるこ
とによって変化率の上昇が得られることを明確にしてい
る。しかしながら、両相（気体相及び懸濁状の固体を含
有する液体相）が栓流条件下にある際に最大の上昇が達
成される。この場合、等温条件に関して達成される変化
率は同じ条件下では最小である。
【００５４】
【実施例２】フィッシャー−トロプシュ合成に適用した不均一方式で
作動する３相塔反応器の異なる理想モデル間の比較 不均一方式での作動では、希釈区域に存在し、かつ栓流
として大きい気泡の形で塔内を流動する気体のフラクシ
ョンと、小さい気泡の形で濃厚相（液体及び分散した固
体でなる）内に同伴される残りの気体フラクションとの
間には区別がある。この例においても、前記実施例の如
く、３種の異なる理想モデルによって得られた結果を比
較した。 １． 希釈相が栓流（ＰＦ）であり、濃厚相が完全混合
（ＣＳＴＲ）であり、ただし、小さい気泡の寄与は無視
され、塔に入る気体全体が大きい気泡の形で反応器に流
入すると見なされるモデル 気体相（希釈相）における物質収支： 液体相（濃厚相）における物質収支： ２．希釈相が栓流（ＰＦ）であり、一方、濃厚相（小さ
い気泡のフラクションを含む）が完全混合（ＣＳＴＲ）
であるモデル 気体相（希釈相）における物質収支： 気体相（濃厚相内の小さい気泡）における物質収支： 液体相（濃厚相）における物質収支： ここで、付記した表示「large」及び「small」は、それ
ぞれ大きい気泡に含有された気体及び小さい気泡に含有
された気体に関するものである： Ｕdf＝濃厚相における気体の見掛け速度； (ＵG−Ｕdf)＝希釈相における気体の見掛け速度 すべての他の記号に関しては、実施例１に示した定義が
有効である。 ３．希釈相及び濃厚相の両方が栓流（ＰＦ）にあるモデ
ル 気体相（希釈相）における物質収支： 液体相（濃厚相）における物質収支：
【００５５】この実施例に関しても、実施例１に関して
行った同じ仮定が有効である。すなわち、懸濁状の固体
を含有する液体相はバッチ式であってもよく、又は反応
器の底部に供給された気体流に対して並流状であっても
よい；各種モデル間の比較を、等温条件を仮定して、同
じ総反応容積及び操作条件を採用して行う；速度はコバ
ルトを基材とする標準の触媒に関するものである；固体
は反応器の長さ全体にわたって均一に分布しているもの
と考えられる。計算を、実施例１で使用した同じ演算プ
ログラムを使用して行う。反応器の幾何形状、操作条件
及び得られた結果を表２に示す。
【００５６】
【表２】 反応器のサイズ 直径 ７ｍ 高さ ３０ｍ 操作条件 温度 ２４０℃ 圧力 ３０バール 導入気体の組成 Ｈ2／ＣＯ＝２（＋５％不活性生成物） 仮定の収縮ファクター α＝−０.６３８ 入口気体速度 ３０ｃｍ／秒 入口液体速度 １.０ｃｍ／秒 固体濃度（容積フラクション) ０.３５ 懸濁液（液体＋固体）の密度 ７９４Ｋｇ／ｍ3 モデルの結果 モデル １ ２ ３ 合成ガスの変化率 ８９％ ８７％ ９８％
【００５７】得られた結果から、ある程度の逆混合の導
入が、完全混合濃厚相に同伴された小さい気泡の影響に
より（モデル２）、合成ガスの変化率を低減させること
が理解される。この場合にも、両相を栓流で操作するこ
とにより最高の変化率が保証される。
【００５８】
【実施例３】気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の両方が栓流
条件にあると認められ、内部冷却システムによって熱交
換が行われる３相塔反応器における温度プロフィール；
フィッシャー−トロプシュ合成への応用 気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の両方につい
て栓流条件下で作動する３相気泡塔反応器に関する等温
性の仮説は、極めて発熱性の反応であることを考慮すれ
ば、必ずしも現実的ではない。仮に熱が内部冷却システ
ムによって除去されるとしても、塔内では軸方向の温度
プロフィールが確立され、その最高点は反応系の条件及
び冷却システムの特性に左右される。仮定の等温条件の
代わりに表２の条件下であれば、熱収支は次のとおりで
ある： ここで： ｃp,SL＝懸濁液（液体＋固体）の比熱； ρSL ＝懸濁液（液体＋固体）の密度； Ｔ ＝反応器内の温度； ＴW ＝冷却用流体の温度； ｈw ＝全熱交換率； ａw ＝単位容積当たりの比熱交換表面積； (−ΔＨ)CO＝試薬ＣＯに関する反応エンタルピー； ＲCO ＝非通気懸濁液の容積に関する液体相における試
薬ＣＯの消費速度
【００５９】得られた温度プロフィール（付加的条件を
表３に示す）を図１に示す。この図において、曲線Ａは
反応器における温度プロフィールであり、一方、線Ｂは
反応器内の平均温度に相当する。上述の熱収支におい
て、気体相の寄与は無視されるが、気体、液体及び固体
は反応器の各区分において同じ温度にあると見なされ
る。熱交換に関する付加的な仮説は、冷却用流体の温度
が一定に維持されることである。
【００６０】
【表３】 付加的操作条件 反応器の入口温度 ２４０℃ 冷却用流体の温度 ２３０℃ 総熱交換率 ０.３９ Kcal／ｍ2ｓＫ 単位容積当たりの比熱交換表面積 ３０.５ｍ2／ｍ3 試薬ＣＯに関する反応熱 −４１.０９ Kcal／モルＣＯ
【００６１】
【実施例４】気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の両方が栓流
にあると認められ、内部冷却システムによって熱交換が
行われる場合の３相塔反応器における温度プロフィー
ル；最高温度限界（反応器内で達成される）が確立され
る；フィッシャー−トロプシュ合成への応用 各種の触媒に関して、温度限界Ｔlim（これより高い温
度で操作することは有利ではない）が認められる。これ
は、気体及び懸濁状の固体を含有する液体の両方が栓流
条件下にあるとすると、温度プロフィールを制御して、
塔のいかなる点においてもこの限界値を越えないように
する必要がある。実施例３に記載のケースでは、Ｔliｍ
として２４０℃を設定すると、この限界を満足させるた
めには、たとえば、より大きい熱交換表面積を導入する
ことによって熱交換を改善する必要がある。表４は、図
１に記載のプロフィール（曲線Ａ）を温度限界以下とす
るための新たな操作条件を示す。
【００６２】
【表４】 新規な操作条件 反応器の入口温度 ２３５℃ 冷却装置の温度 ２３０℃ 総熱交換率 ０.３９ Kcal／ｍ2ｓＫ 単位容積当たりの比熱交換表面積 ３２ｍ2／ｍ3 試薬ＣＯに関する反応熱 −４１.０９ Kcal／モルＣＯ
【００６３】計算モデルとの相互作用処理に由来する新
たなパラメーターによれば、反応器で得られた軸方向の
温度プロフィールは図２に示すものである（曲線Ａ）。
発熱反応、特にフィッシャー−トロプシュ合成の如く、
速度は温度によって活性化される。温度プロフィールを
もって作動することは、ある種の触媒を使用して操作で
きる最高限度に等しい一定温度の場合（図２、曲線Ｂ）
と比べて、より低い収率が達成されることを意味するで
あろう。図３は、理想等温の場合における塔内の変化率
プロフィール（曲線Ｂ）及び図２に示す温度プロフィー
ルをもつ実際の場合における変化率プロフィール（曲線
Ａ）を示す。図３から理解されるように、理想的仮説に
より塔反応器内で達成される最終変化率は９８％に相当
し、一方、実際の場合には、合成ガスの変化率は９３％
に達する。
【００６４】
【実施例５】気体相が各段階において栓流であると認められ、一方、
固体を含有する液体相が各段階において完全混合である
多段階反応器；フィッシャー−トロプシュ合成への応
用；段階の数に対する合成ガスの変化率及び塔反応器の
生産性 各段階の挙動を記述するために実施例２のモデル１を採
用し、各段階及び塔全体内を等温条件に維持して、段階
（一定の反応容積が分画される）の数の影響を研究する
ために、相当する演算プログラムを変更した。変更した
段階の数によって得られた反応器の性能の比較を、異な
る気体の見掛け速度に関して行った。この例では、分離
手段の間の距離が一定、すなわちすべての段階が同じ高
さを有するものと仮定する。操作条件を表５に示す。
【００６５】
【表５】 反応器のサイズ 直径 ７ｍ 高さ ３０ｍ 段階の数 １〜１０ 操作条件 温度 ２４０℃ 圧力 ３０バール 導入気体の組成 Ｈ2／ＣＯ＝２（＋５％不活性生成物） 仮定の収縮ファクター α＝−０.６３８ 入口気体速度 １０〜４０ｃｍ／秒 入口液体速度 １.０ｃｍ／秒 固体濃度（容積フラクション) ０.３５ 懸濁液（液体＋固体）の密度 ７９４Ｋｇ／ｍ3
【００６６】図４は、塔が分画された段階の数に対し
て、異なる気体の見掛け速度に関する塔全体の出口にお
いて得られた最終変化率を示す。図４から認められるよ
うに、段階の数を増大させることにより、最終変化率レ
ベルは増大し、たとえ特定の段階数であっても、変化率
は漸近線に達する傾向にある。この漸近線は、等温条件
下、懸濁状の固体を含有する液体相についても栓流条件
とした場合に相当するものである。図４から、最初の４
段階で変化率が既に９０％となることが認められる。変
化率の増大の結果として、他の条件が同じであれば、段
階数の増大につれて反応器の生産率が増大する。図５
は、単一段階及び気体速度１０ｃｍ／秒の伝統的な反応
器に相当する基本的ケースを参照し、異なる段階数かつ
反応器入口における気体の異なる見掛け速度に関する相
対的生産率（ＰR）を示す。図５（各相対的生産率に関
する各変化率レベルも示す）において認められるよう
に、気体の見掛け速度自体の増大は生産率のかなりの増
大を生ずるが、塔において達成される最終変化率レベル
には有害である。これは、伝統的な反応器（単一段階）
における気体流量の増大は、一方では生産率を改善する
が、他方では回収及び可及的に再循環されなければなら
ない多量の未変化試薬を生ずることになり、プラント及
び操作コストを増大させることを意味する。これに対し
て、いくつかの段階を有する反応器では、試薬の高変化
率レベルを維持しつつ高い生産率を達成でき、換言すれ
ば同じ操作条件及び塔の幾何形状をもつ伝統的反応器の
性能を改善できる。
【００６７】
【実施例６】気体相が各段階において栓流であると考えられ、一方、
懸濁状の固体を含有する液体相が各段階において完全混
合された多段階反応器；フィッシャー−トロプシュ合成
への応用；II．単位容積当たりの比熱交換表面積の増大
及び分配 実施例５において、各段階及び塔全体で等温性を維持す
るため、反応によって生じたすべての熱を各段階におい
て除去した。各段階に導入されるべき単位容積当たりの
比熱交換表面積を算定し、その間、冷却用流体の熱交換
率及び温度を同一に維持した。段階数の増大につれて、
同じ反応容積及び操作条件では、変化率の増大のため、
総熱交換表面積は増大する。図６は、伝統的な反応器
（単一段階）の場合に対して、異なる気体の見掛け速度
値について段階数を変化させた（１から４へ）際の比熱
交換表面積ａw(Ｎ)／ａw(１）の増大を示す。表６は、
気体の見掛け速度が３０ｃｍ／秒である場合において、
段階数の変化によって、種々の段階の間での単位容積当
たりの比熱交換表面積ａＲの分配を示す。一方、図７で
は、表６の値をグラフの形で示す。異なる気体速度につ
いても、熱交換表面積の同じ分配が質的に証明された。
【００６８】
【表６】 段階の数 ａR Ｎtot＝１ Ｎtot＝２ Ｎtot＝３ Ｎtot＝４ I １ ０.６４２ ０.４３７ ０.３２８ II ０.３５８ ０.３７８ ０.３１ III ０.１８５ ０.２４９ IV ０.１１３ 合計 １ １ １ １
【００６９】上述の実施例から、気体相及び液体相の両
方が栓流であると認めらる条件下での操作では、変化率
及び生産率の両方に関して反応器の性能が改善されるこ
とが理解される。しかしながら、伝統的な単一段階反応
器により塔内で得られる温度プロフィールは、両相につ
いて栓流条件が認められれば、特定の温度限界で操作す
る際には不利である。多段階反応器を使用することによ
り、下記の点が可能である： １）気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の挙動を
栓流に近づけること； ２）各段階内の液体相についてはほぼ完全な混合条件で
あるため、固体を均一に懸濁させた状態に維持できるこ
と； ３）各段階内において及び反応塔全体において等温条件
を維持できること。
【００７０】このようにして、反応器の性能は変化率及
び生産率の点で改善される。
【図面の簡単な説明】
【図１】気体及び液体／固体懸濁液の両方について栓流
条件とした塔反応器内の温度プロフィールを示すグラフ
である。
【図２】気体及び液体／固体懸濁液の両方について栓流
条件とした塔反応器内の温度プロフィールを、理想の等
温の場合及び現実の場合を比較して示すグラフである。
【図３】気体及び液体／固体懸濁液の両方について栓流
条件とした塔反応器における合成ガスの変化率プロフィ
ールを、理想の等温の場合及び現実の場合を比較して示
すグラフである。
【図４】反応器の入口における気体の見掛け速度
（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する合成ガス（Ｘ）の
変化率を示すグラフである。
【図５】反応器の入口における気体の見掛け速度
（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する相対的生産率
（ＰR）を示すグラフである。
【図６】反応器の入口における気体の見掛け速度
（Ｕi）及び段階の数（Ｎ）に対する単位容積当たりの
比熱交換面積の増大［ａw（Ｎ）／ａw（１）］を示すグ
ラフである。
【図７】段階の数（Ｎ）に対する各段階の間の単位容積
当たりの比熱交換面積の分配（ａR）を示すグラフであ
る。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (71)出願人 591007826 アンスティテュ フランセ デュ ペトロ ール ＩＮＳＴＩＴＵＴ ＦＲＡＮＣＡＩＳ Ｄ Ｕ ＰＥＴＲＯＬ フランス国 リイル マルメゾン アブニ ュー ド ボアプレオ ４番 (72)発明者 クリスチーナ・マレット イタリー国パドーバ市ビア・ファバレット 47 (72)発明者 ビンチェンゾ・ピッコロ イタリー国ミラノ州パウロ市ビア・マスケ ルパ９

Claims (8)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】特に、良好な触媒の存在下、ＣＯ及びＨ２
    を含む気体混合物を原料として、主として重質の炭化水
    素を生成するフィッシャー−トロプシュ反応のための、
    気体相及び懸濁状の固体を含有する液体相の存在下で気
    泡塔反応器を最適に作動させる方法において、１）該方
    法を、２以上の数の直列の段階において行うと共に、各
    段階における温度を独立して制御し；２）気体相及び懸
    濁状の固体を含有する液体相の流れ条件が本質的に栓流
    であると共に、気体の見掛け速度が３〜２００ｃｍ／秒
    であり、液体の見掛け速度が０〜１０ｃｍ／秒であり；
    ３）各段階における固体の濃度が各単一段階について本
    質的に一定かつ等しく、５〜５０％（容量／容量）であ
    ることを特徴とする、気泡塔反応器の最適な作動方法。
  2. 【請求項２】気体の見掛け速度が５〜１００ｃｍ／秒で
    あり、液体の見掛け速度が０〜２ｃｍ／秒である、請求
    項１記載の気泡塔反応器の最適な作動方法。
  3. 【請求項３】気体の見掛け速度が１０〜４０ｃｍ／秒で
    あり、液体の見掛け速度が０〜１ｃｍ／秒である、請求
    項２記載の気泡塔反応器の最適な作動方法。
  4. 【請求項４】各段階における固体の濃度が１０〜４５％
    （容量／容量）である、請求項１記載の気泡塔反応器の
    最適な作動方法。
  5. 【請求項５】各段階における固体の濃度が２５〜４０％
    （容量／容量）である、請求項４記載の気泡塔反応器の
    最適な作動方法。
  6. 【請求項６】温度プロフィールが各単一段階において一
    定であり、すべての段階について等しい、請求項１記載
    の気泡塔反応器の最適な作動方法。
  7. 【請求項７】段階の数が２〜５である、請求項１記載の
    気泡塔反応器の最適な作動方法。
  8. 【請求項８】段階の数が３〜４である、請求項７記載の
    気泡塔反応器の最適な作動方法。
JP9224474A 1996-08-07 1997-08-07 気泡塔反応器の最適な作動方法 Pending JPH10151337A (ja)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
IT96/A001717 1996-08-07
IT96MI001717A IT1283774B1 (it) 1996-08-07 1996-08-07 Processo di fischer-tropsch con reattore a colonna a bolle multistadio

Publications (1)

Publication Number Publication Date
JPH10151337A true JPH10151337A (ja) 1998-06-09

Family

ID=11374784

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
JP9224474A Pending JPH10151337A (ja) 1996-08-07 1997-08-07 気泡塔反応器の最適な作動方法

Country Status (14)

Country Link
US (1) US5827902A (ja)
EP (1) EP0823470B1 (ja)
JP (1) JPH10151337A (ja)
CA (1) CA2210691C (ja)
DZ (1) DZ2282A1 (ja)
EG (1) EG22035A (ja)
ID (1) ID18002A (ja)
IT (1) IT1283774B1 (ja)
MY (1) MY116129A (ja)
NO (1) NO318662B1 (ja)
RU (1) RU2178443C2 (ja)
SA (1) SA97180520B1 (ja)
TN (1) TNSN97133A1 (ja)
ZA (1) ZA976758B (ja)

Families Citing this family (29)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
IT1292422B1 (it) * 1997-06-26 1999-02-08 Agip Petroli Reattore a bolle con draft tube e procedimento per la rigenerazione del catalizzatore in esso contenuto
US6080301A (en) 1998-09-04 2000-06-27 Exxonmobil Research And Engineering Company Premium synthetic lubricant base stock having at least 95% non-cyclic isoparaffins
US6475960B1 (en) 1998-09-04 2002-11-05 Exxonmobil Research And Engineering Co. Premium synthetic lubricants
US6156809A (en) * 1999-04-21 2000-12-05 Reema International Corp. Multiple reactor system and method for fischer-tropsch synthesis
IT1312356B1 (it) 1999-06-17 2002-04-15 Eni Spa Procedimento migliorato di fischer-tropsch
IT1317868B1 (it) * 2000-03-02 2003-07-15 Eni Spa Catalizzatore a base di cobalto supportato, particolarmente utilenella reazione di fischer-tropsch.
GB0023781D0 (en) * 2000-09-28 2000-11-08 Kvaerner Process Tech Ltd Process
US6682711B2 (en) 2001-04-27 2004-01-27 Chevron U.S.A. Inc. Protection of Fischer-Tropsch catalysts from traces of sulfur
WO2003010117A2 (en) * 2001-07-25 2003-02-06 Conocophillips Company Optimizing the production rate of slurry bubble reactors by using large gas flow rates and moderate single pass conversion
FR2832416B1 (fr) * 2001-11-20 2004-09-03 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de gaz de synthese dans des reacteurs en serie
US6914082B2 (en) * 2001-12-14 2005-07-05 Conocophillips Company Slurry bubble reactor operated in well-mixed gas flow regime
US6809122B2 (en) * 2001-12-28 2004-10-26 Conocophillips Company Method for reducing the maximum water concentration in a multi-phase column reactor
US7001927B2 (en) * 2001-12-28 2006-02-21 Conocophillips Company Water removal in Fischer-Tropsch processes
US6956063B2 (en) * 2001-12-28 2005-10-18 Conocophillips Company Method for reducing water concentration in a multi-phase column reactor
US20040000474A1 (en) * 2002-02-22 2004-01-01 Catalytic Distillation Technologies Liquid-continuous column distillation
US7230035B2 (en) * 2002-12-30 2007-06-12 Conocophillips Company Catalysts for the conversion of methane to synthesis gas
WO2004088227A2 (en) * 2003-03-28 2004-10-14 Conocophillips Company Process and apparatus for controlling flow in a multiphase reactor
US7022741B2 (en) * 2003-03-28 2006-04-04 Conocophillips Company Gas agitated multiphase catalytic reactor with reduced backmixing
US20070208090A1 (en) * 2004-06-29 2007-09-06 Van Dijk Technologies, L.Lc. Method for Converting Natural Gas Into Synthesis Gas for Further Conversion Into Organic Liquids or Methanol and/or Dimethyl Ether
RU2394871C2 (ru) 2005-03-16 2010-07-20 ФЬЮЭЛКОР ЭлЭлСи Системы, способы и композиции для получения синтетических углеводородных соединений
WO2007009955A1 (en) * 2005-07-20 2007-01-25 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Fischer-tropsch process and reactor assembly
US20070225382A1 (en) * 2005-10-14 2007-09-27 Van Den Berg Robert E Method for producing synthesis gas or a hydrocarbon product
WO2007142702A2 (en) * 2006-05-30 2007-12-13 Starchem Technologies, Inc. Methanol production process and system
DE102008064282A1 (de) * 2008-12-20 2010-06-24 Bayer Technology Services Gmbh Vielstufig adiabates Verfahren zur Durchführung der Fischer-Tropsch-Synthese
AU2009342609B2 (en) * 2009-03-20 2015-05-21 Bharat Petroleum Corporation Limited Counter-current multistage Fischer Tropsch reactor systems
CN103285780B (zh) * 2012-02-24 2015-07-08 北京低碳清洁能源研究所 一种浆态鼓泡床磁感反应器
FR2991991B1 (fr) 2012-06-18 2014-06-13 IFP Energies Nouvelles Procede de synthese d'hydrocarbures a partir de gaz de synthese avec controle de la temperature de la boucle externe
FR2998812B1 (fr) 2012-12-05 2014-11-21 IFP Energies Nouvelles Injection d'additif dans une unite de synthese d'hydrocarbures a partir de gaz de synthese permettant de controler et maintenir une concentration homogene en catalyseur
EP3026036A4 (en) * 2013-07-26 2016-08-31 Inst Process Eng Cas METHOD AND DEVICE FOR THE CATALYTIC METHANATION OF SYNTHESIS GAS

Family Cites Families (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE1267674B (de) * 1959-09-30 1968-05-09 Koppers Gmbh Heinrich Vorrichtung zur Kohlenoxydhydrierung
DE2803124C2 (de) * 1978-01-25 1985-05-30 Bayer Ag, 5090 Leverkusen Verfahren zur Herstellung von Perchlor -2,5-diaza-1,5-hexadien
FR2460990A1 (fr) * 1979-07-09 1981-01-30 Inst Francais Du Petrole Procede et appareil de conversion catalytique d'hydrocarbures
DE2939674A1 (de) * 1979-09-29 1981-04-09 Hoechst Ag, 6000 Frankfurt Verfahren zur absorption nitroser gase
DD235565A1 (de) * 1985-03-27 1986-05-14 Akad Wissenschaften Ddr Verfahren und einrichtung fuer die zweistufige dreiphasenreaktionsfuehrung mit suspendierten feststoffen
US4624968A (en) * 1985-12-30 1986-11-25 Exxon Research And Engineering Company Multi-stage Fischer-Tropsch process
US5348982A (en) * 1990-04-04 1994-09-20 Exxon Research & Engineering Co. Slurry bubble column (C-2391)
CA2038774C (en) * 1990-04-04 2001-09-25 Eric Herbolzheimer Slurry bubble column

Also Published As

Publication number Publication date
ID18002A (id) 1998-02-19
US5827902A (en) 1998-10-27
IT1283774B1 (it) 1998-04-30
SA97180520B1 (ar) 2006-07-30
ZA976758B (en) 1998-02-11
RU2178443C2 (ru) 2002-01-20
DZ2282A1 (fr) 2002-12-25
CA2210691A1 (en) 1998-02-07
TNSN97133A1 (fr) 1999-12-31
EG22035A (en) 2002-06-30
ITMI961717A1 (it) 1998-02-07
NO318662B1 (no) 2005-04-25
CA2210691C (en) 2005-07-26
EP0823470A1 (en) 1998-02-11
NO973497L (no) 1998-02-09
NO973497D0 (no) 1997-07-30
EP0823470B1 (en) 2006-09-27
ITMI961717A0 (ja) 1996-08-07
MY116129A (en) 2003-11-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JPH10151337A (ja) 気泡塔反応器の最適な作動方法
US6169120B1 (en) Extended catalyst life two stage hydrocarbon synthesis process
US7772291B2 (en) Production of liquid and, optionally, gaseous hydrocarbons from gaseous reactants into an expanded slurry bed
ZA200507230B (en) Commercial Fischer-Tropsch reactor
JP2001517645A5 (ja)
WO1999000191A2 (en) Bubble-column reactor with draft-tube and process for the regeneration of the catalyst contained therein
WO2004060836A1 (en) Process for the preparation of linear alpha-olefins from synthesis gas over a cobalt catalyst
EA005789B1 (ru) Процесс фишера-тропша
CA2454237C (en) Optimizing the production rate of slurry bubble reactors by using large gas flow rates and moderate single pass conversion
EP1392622B1 (en) Fischer-tropsch process
AU2002324539A1 (en) Optimizing the production rate of slurry bubble reactors by using large gas flow rates and moderate single pass conversion
US6921778B2 (en) Process for converting synthesis gas in reactors that are arranged in series
KR102179176B1 (ko) 순환유동층 공정을 이용한 올레핀의 제조방법
US20240300871A1 (en) Method for producing olefins using novel catalyst and circulating fluidized bed process
EP1448748A2 (en) Process for maximizing 371 degrees+ production in a fischer-tropsch process
AU2002302752B2 (en) Fischer-Tropsch process
AU2012265887B2 (en) Process for producing at least one product from at least one gaseous reactant in a slurry bed
ZA200402752B (en) Method for converting synthetic gas in series-connected reactors
ZA200209731B (en) Fischer-tropsch process.
ZA200308545B (en) Fischer-Tropsch process.

Legal Events

Date Code Title Description
A621 Written request for application examination

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A621

Effective date: 20040805

A131 Notification of reasons for refusal

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A131

Effective date: 20080501

A02 Decision of refusal

Free format text: JAPANESE INTERMEDIATE CODE: A02

Effective date: 20081021