PL200792B1 - Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe - Google Patents

Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe

Info

Publication number
PL200792B1
PL200792B1 PL355332A PL35533200A PL200792B1 PL 200792 B1 PL200792 B1 PL 200792B1 PL 355332 A PL355332 A PL 355332A PL 35533200 A PL35533200 A PL 35533200A PL 200792 B1 PL200792 B1 PL 200792B1
Authority
PL
Poland
Prior art keywords
slurry
reactor vessel
synthesis gas
mixing nozzle
catalyst
Prior art date
Application number
PL355332A
Other languages
English (en)
Other versions
PL355332A1 (pl
Inventor
Graham Walter Ketley
Barry Nay
David Newton
Original Assignee
Bp Exploration Operating
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 Bp Exploration Operating filed Critical Bp Exploration Operating
Publication of PL355332A1 publication Critical patent/PL355332A1/pl
Publication of PL200792B1 publication Critical patent/PL200792B1/pl

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/06—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen in the presence of organic compounds, e.g. hydrocarbons
    • 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
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1818—Feeding of the fluidising gas
    • 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
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/26—Nozzle-type reactors, i.e. the distribution of the initial reactants within the reactor is effected by their introduction or injection through nozzles
    • 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
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/20—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium
    • B01J8/22—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid
    • B01J8/224—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid the particles being subject to a circulatory movement
    • B01J8/228—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles with liquid as a fluidising medium gas being introduced into the liquid the particles being subject to a circulatory movement externally, i.e. the particles leaving the vessel and subsequently re-entering it
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/0455—Reaction conditions
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/06—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen in the presence of organic compounds, e.g. hydrocarbons
    • C07C1/063—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen in the presence of organic compounds, e.g. hydrocarbons the organic compound being the catalyst or a part of the catalyst system
    • C07C1/066—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen in the presence of organic compounds, e.g. hydrocarbons the organic compound being the catalyst or a part of the catalyst system used for dissolving, suspending or transporting the catalyst
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00168—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles
    • B01J2208/00256—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles in a heat exchanger for the heat exchange medium separate from the reactor
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00265—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling
    • B01J2208/00274—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling involving reactant vapours
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00265—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling
    • B01J2208/00292—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling involving reactant solids
    • B01J2208/003—Part of all of the reactants being heated or cooled outside the reactor while recycling involving reactant solids involving reactant slurries
    • 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
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/0053—Controlling multiple zones along the direction of flow, e.g. pre-heating and after-cooling
    • 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
    • Y02P20/582—Recycling of unreacted starting or intermediate materials

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Heat-Exchange Devices With Radiators And Conduit Assemblies (AREA)

Abstract

1. Sposób konwersji gazu syntezowego w ciek le produkty w eglowodorowe przez kon- taktowanie gazu syntezowego w podwy zszonej temperaturze i pod zwi ekszonym ci snieniem z zawiesin a zawieraj ac a katalizator zawieszony w ciek lym srodowisku w systemie zawieraj acym zbiornik reaktora, który przy lub w pobli zu swe- go górnego ko nca jest wyposa zony w co naj- mniej jedn a iniektorow a dysz e mieszaj ac a, znamienny tym, ze a) przepuszcza si e zawiesin e zawieraj ac a katalizator, zawieszony w ciek lym srodowisku, poprzez iniektorow a dysz e mieszajac a, gdzie gaz syntezowy miesza si e z t a zawiesin a, b) wyprowadza si e mieszanin e zawieraj ac a gaz syntezowy i zawiesin e ze iniektorowej dy- szy mieszaj acej do do lu do zbiornika reaktora, c) prowadzi si e konwersj e co najmniej cz e- sci gazu syntezowego w ciek le produkty w e- glowodorowe w zbiorniku reaktora i tworzy si e zawiesin e produktów zawieraj ac a katalizator….. PL PL

Description

Opis wynalazku
Przedmiotem wynalazku jest sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe. W szczególności, przedmiotem wynalazku jest sposób konwersji tlenku węgla i wodoru (gaz syntezowy) w ciekłe produkty węglowodorowe w obecności katalizatora Fischer-Tropscha.
W reakcji Fischer-Tropscha gazowa mieszanina tlenku wę gla i wodoru reaguje w obecnoś ci katalizatora heterogenicznego dostarczając mieszaninę węglowodorową o stosunkowo szerokiej dystrybucji ciężaru cząsteczkowego. Produkt ten zawiera głównie prostołańcuchowe węglowodory nasycone, które zwykle mają długość łańcucha większą niż 5 atomów węgla. Reakcja jest silnie egzotermiczna i dlatego odprowadzanie ciepła jest jednym z głównych ograniczeń wszystkich procesów typu Fischer-Tropscha. Spowodowało to odwrócenie się procesów przemysłowych od operacji w stałym złożu do systemów zawiesinowych. Takie systemy zawiesinowe wykorzystują zawiesinę cząstek katalizatora w ciekłym środowisku, umożliwiając przez to znaczne polepszenie zarówno regulacji temperatury ogólnej jak i regulacji temperatury lokalnej (w sąsiedztwie poszczególnych cząstek katalizatora) w porównaniu z operacją w zł o ż u stał ym.
Znane są procesy Fischer-Tropscha, które wykorzystują zawiesinowe kolumny barbotażowe, w których katalizator jest zasadniczo rozprowadzony i zawieszony w zawiesinie przez energię dostarczaną przez gaz syntezowy wychodzący ze środków rozprowadzania gazu przy dnie zawiesinowej kolumny barbotażowej, jak opisano przykładowo w patencie USA nr 5.252.613.
Proces Fischer-Tropscha może również być przeprowadzany przez przepuszczanie strumienia ciekłego środowiska poprzez złoże katalizatora, by wspierać i dyspergować katalizator, jak opisano w patencie USA nr 5.776.988. Przy takim podejściu katalizator jest bardziej równomiernie zdyspergowany w całym ciekłym środowisku, co pozwala na polepszenie funkcjonalności i wydajności produkcyjnej procesu.
Celem wynalazku jest opracowanie bardziej efektywnego procesu Fischer-Tropscha.
Według wynalazku, sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe przez kontaktowanie gazu syntezowego w podwyższonej temperaturze i pod zwiększonym ciśnieniem z zawiesiną zawierają c ą katalizator zawieszony w ciekł ym ś rodowisku w systemie zawierają cym zbiornik reaktora, który przy lub w pobliżu swego górnego końca jest wyposażony w co najmniej jedną iniektorową dyszę mieszającą, charakteryzuje się tym, że
a) przepuszcza się zawiesinę zawierającą katalizator, zawieszony w ciekłym środowisku, poprzez iniektorową dyszę mieszającą, gdzie gaz syntezowy miesza się z tą zawiesiną,
b) wyprowadza się mieszaninę zawierającą gaz syntezowy i zawiesinę ze iniektorowej dyszy mieszającej do dołu do zbiornika reaktora,
c) prowadzi się konwersję co najmniej części gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe w zbiorniku reaktora i tworzy się zawiesinę produktów zawierającą katalizator zawieszony w ciekłym środowisku i ciekłe produkty węglowodorowe,
d) oddziela się gazowy strumień zawierający nieprzetworzony gaz syntezowy od zawiesiny produktów,
e) zawraca się do obiegu oddzielony gazowy strumień do iniektorowej dyszy mieszającej, oraz
f) zawraca się do obiegu co najmniej część zawiesiny produktów do iniektorowej dyszy mieszającej.
Korzystnie, iniektorowa dysza mieszająca jest wykonana jako zwężka Venturiego lub dysza wydmuchiwania gazu.
Korzystnie, gaz syntezowy rozbija się w iniektorowej dyszy mieszającej na pęcherzyki gazowe o średnicy 30 μm -10 mm, a zwłaszcza gaz syntezowy rozbija się w iniektorowej dyszy mieszającej na pęcherzyki gazowe o średnicy 30-3000 nm.
Korzystnie, gazowy strumień recyrkulacyjny chłodzi się przed zawróceniem do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej.
Korzystnie, odparowane, niskowrzące, ciekłe produkty węglowodorowe i odparowany wodny produkt uboczny wykrapla się z gazowego strumienia recyrkulacyjnego, a następnie usuwa się z niego.
Korzystnie, zawiesinę produktu chłodzi się przed recyrkulacją do iniektorowej dyszy mieszającej.
Korzystnie, dodatkowe chłodzenie zapewnia się za pomocą wymiennika ciepła umieszczonego wewnątrz zawiesiny w zbiorniku reaktora.
Korzystnie, zbiornik reaktora zawiera poduszkę gazową, a iniektorowa dysza mieszająca wyprowadza swą zawartość albo powyżej, albo poniżej poziomu zawiesiny w zbiorniku reaktora.
Korzystnie, gazowy strumień recyrkulacyjny wyprowadza się z poduszki gazowej i zawraca do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej.
PL 200 792 B1
Korzystnie, zawiesinę produktu odprowadza się przy lub blisko dna zbiornika reaktora.
Korzystnie, zawiesinę przynajmniej częściowo zawraca się do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej poprzez przewód recyrkulacji zawiesiny i pompę zawiesiny.
Korzystnie, przewód recyrkulacji zawiesiny jest wyposażony w wymiennik ciepła.
Korzystnie, gaz syntezowy doprowadza się do iniektorowej dyszy mieszającej pod ciśnieniem co najmniej 3 MPa.
Korzystnie, spadek ciśnienia na iniektorowej dyszy mieszającej wynosi 0,1-0,6 MPa.
Korzystnie, strumień zawierający niskowrzące węglowodory wprowadza się w iniektorową dyszę mieszającą i/lub do zbiornika reaktora.
Korzystnie, system zawiera wiele iniektorowych dysz mieszających, które wyprowadzają swą zawartość do jednego zbiornika reaktora.
Korzystnie, 150 iniektorowych dysz mieszających wyprowadza swą zawartość do jednego zbiornika reaktora.
Korzystnie, ciekłe produkty węglowodorowe zawierają mieszaninę węglowodorów o długości łańcucha 5-90 atomów węgla.
Korzystnie, katalizatorem jest żelazo, kobalt lub ruten osadzony na krzemionce, tlenku glinu, krzemionce-tlenku glinu, tlenku tytanu lub tlenku cynku.
Korzystnie, katalizator ma wymiar cząstek mniejszy niż 50 μm, a zwłaszcza katalizator ma wymiar cząstek 5-30 μm.
Korzystnie, zawiesina wyprowadzana do zbiornika reaktora zawiera 10-30% wag. cząstek katalizatora.
Korzystnie, w zbiorniku reaktora utrzymuje się temperaturę 180 do 280°C i ciśnienie 0,5-5 MPa.
Według wynalazku układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe, zawierający urządzenie z wieloma iniektorowymi dyszami mieszającymi, zbiornik reaktora, przewód recyrkulacji gazu z pierwszym końcem i drugim końcem oraz przewód recyrkulacji zawiesiny z pierwszym końcem i drugim końcem, charakteryzuje się tym, że
a) wiele iniektorowych dysz mieszających umieszczone jest przy lub blisko górnego końca zbiornika reaktora,
b) każda iniektorowa dysza mieszająca ma pierwszy wlot do wprowadzania zawiesiny katalizatora do ciekłego środowiska, co najmniej jeden drugi wlot do doprowadzania gazu syntezowego i wylot, który jest usytuowany w zbiorniku reaktora tak, aby wyprowadzać mieszaninę gazu syntezowego i zawiesiny z iniektorowych dysz mieszających w kierunku do dołu do zbiornika reaktora,
c) zbiornik reaktora ma pierwszy wylot do wyprowadzania zawiesiny produktu przy lub blisko dna tego zbiornika i drugi wylot dla gazowego strumienia recyrkulacyjnego przy lub blisko jego górnego końca,
d) pierwszy koniec przewodu recyrkulacji zawiesiny jest połączony z pierwszym wylotem zbiornika reaktora, a drugi koniec pętli recyrkulacji zawiesiny jest połączony z pierwszym wlotem iniektorowych dysz mieszających, oraz
e) pierwszy koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugim wylotem zbiornika reaktora, a drugi koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugimi wlotami iniektorowych dysz mieszających.
Korzystnie, przewód recyrkulacji zawiesiny ma pompę zawiesiny i wymiennik ciepła.
Korzystnie, przewód recyrkulacji gazu ma wymiennik ciepła.
Korzystnie, układ ma do 150 iniektorowych dysz mieszających.
Korzystnie, zbiornik reaktora ma usytuowany w nim wymiennik ciepła.
Nieoczekiwanie stwierdzono (w odniesieniu do konwencjonalnych procesów Fischer-Tropscha), że zwiększone przenoszenie masy w strefie mieszania z silnym ścinaniem i w strefie dalszego mieszania polepsza kontakt pomiędzy gazowymi reagentami, ciekłym środowiskiem i stałym katalizatorem, co wspomaga katalityczną konwersję gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe. Aby nie było wątpliwości, konwersja gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe jest inicjowana w strefie mieszania z silnym ścinaniem, chociaż na ogół konwersja głównie przebiega w strefie dalszego mieszania.
Korzystnie gazowe reagenty stanowią mieszaninę tlenku węgla i wodoru (gaz syntezowy). Korzystnie stosunek wodoru do tlenku węgla w gazie syntezowym wynosi 2:1 objętościowo.
Gaz syntezowy można wytwarzać stosując dowolny ze znanych procesów obejmujących częściowe utlenianie węglowodorów, reforming parowy i reforming autotermiczny. Technologie wytwarzania gazu syntezowego są omówione w „Hydrocarbon Processing” wol. 78, nr 4, 87-90, 92-93 (kwiecień 1999) oraz
PL 200 792 B1 „Petrole et Techniques”, nr 415, 86-93 (lipiec-sierpień 1998). Należy też zwrócić uwagę na to, że gaz syntezowy można otrzymać przez katalityczne częściowe utlenianie węglowodorów w mikrostrukturowanym reaktorze przedstawionym przykładowo w IMRET 3:
e) pierwszy koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugim wylotem zbiornika reaktora, a drugi koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugimi wlotami iniektorowych dysz mieszających.
Korzystnie, przewód recyrkulacji zawiesiny ma pompę zawiesiny i wymiennik ciepła.
Korzystnie, przewód recyrkulacji gazu ma wymiennik ciepła.
Korzystnie, układ ma do 150 iniektorowych dysz mieszających.
Korzystnie, zbiornik reaktora ma usytuowany w nim wymiennik ciepła.
Nieoczekiwanie stwierdzono (w odniesieniu do konwencjonalnych procesów Fischer-Tropscha), że zwiększone przenoszenie masy w strefie mieszania z silnym ścinaniem i w strefie dalszego mieszania polepsza kontakt pomiędzy gazowymi reagentami, ciekłym środowiskiem i stałym katalizatorem, co wspomaga katalityczną konwersję gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe. Aby nie było wątpliwości, konwersja gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe jest inicjowana w strefie mieszania z silnym ścinaniem, chociaż na ogół konwersja głównie przebiega w strefie dalszego mieszania.
Korzystnie gazowe reagenty stanowią mieszaninę tlenku węgla i wodoru (gaz syntezowy). Korzystnie stosunek wodoru do tlenku węgla w gazie syntezowym wynosi 2:1 objętościowo.
Gaz syntezowy można wytwarzać stosując dowolny ze znanych procesów obejmujących częściowe utlenianie węglowodorów, reforming parowy i reforming autotermiczny. Technologie wytwarzania gazu syntezowego są omówione w „Hydrocarbon Processing” wol. 78, nr 4, 87-90, 92-93 (kwiecień 1999) oraz „Petrole et Techniques”, nr 415, 86-93 (lipiec-sierpień 1998). Należy też zwrócić uwagę na to, że gaz syntezowy można otrzymać przez katalityczne częściowe utlenianie węglowodorów w mikrostrukturowanym reaktorze przedstawionym przykładowo w IMRET 3: „Proceedings of the Third International Conference on Microreaction Technology”, wyd.: W. Ehrfeld, Springer Verlag, 1999, str. 187-196. Alternatywnie gaz syntezowy można otrzymywać przez częściowe utlenianie węglowodorowych surowców przy krótkim czasie kontaktu z katalizatorem, jak opisano w EP 0303438. Korzystnie gaz syntezowy można otrzymać w procesie „Compact Reformer”, jak opisano w „Hydrocarbon Engineering”, 2000, 5, (5), 67-69; „Hydrocarbon Processing”, 79/9, 34 (wrzesień 2000); „Today's Refinery”, 15/8, 9 (sierpień 2000); WO 99/02254; oraz WO 200023689.
Korzystnie ciekłe produkty węglowodorowe obejmują mieszaninę węglowodorów o długości łańcucha większej niż 5 atomów węgla. Odpowiednio ciekłe produkty węglowodorowe zawierają węglowodory o długości łańcucha 5-90 atomów węgla. Korzystnie większość, na przykład więcej niż 60% wag. węglowodorów ma długość łańcucha 5-30 atomów węgla.
Odpowiednio środowisko ciekłe zawiera jeden lub więcej ciekłych produktów węglowodorowych, co ma tę zaletę, że nie jest wymagane oddzielanie ciekłych produktów węglowodorowych od ciekłego środowiska.
Strefa mieszania z silnym ścinaniem może być częścią systemu wewnątrz lub częściowo na zewnątrz strefy dodatkowego mieszania, przykładowo strefa mieszania z silnym ścinaniem może przechodzić przez ściany strefy dodatkowego mieszania tak, że strefa mieszania z silnym ścinaniem wyprowadza swą zawartość do strefy dodatkowego mieszania. System ten może zawierać wiele stref mieszania z silnym ścinaniem, korzystnie do 250 stref mieszania z silnym ścinaniem, korzystniej mniej niż 100, najkorzystniej mniej niż 50, np. 10-50 stref mieszania z silnym ścinaniem. Korzystnie wiele stref mieszania z silnym ścinaniem wyprowadza swą zawartość do jednej strefy dodatkowego mieszania, co ma zaletę znacznego zmniejszenia wymiarów przemysłowego urządzenia Fischer-Tropscha. Korzystnie wiele stref mieszania z silnym ścinaniem może być rozmieszczone równomiernie wewnątrz lub częściowo na zewnątrz strefy dodatkowego mieszania, np. strefy mieszania z silnym ścinaniem mogą być rozmieszczone równomiernie przy lub w pobliżu górnego końca strefy dodatkowego mieszania. Korzystnie strefy mieszania z silnym ścinaniem wyprowadzają mieszaninę gazowych reagentów i zawiesiny w kierunku do dołu w strefę dodatkowego mieszania.
Strefy mieszania z silnym ścinaniem mogą zawierać dowolne urządzenie nadające się do intensywnego mieszania lub dyspergowania gazowego strumienia w zawiesinie ciał stałych w ciekłym środowisku, np. urządzenie zawierające wirnik i stojan lub iniektorową dyszę mieszającą.
Iniektorowe dysze mieszające mogą korzystnie być wykonane jako zwężki Venturiego (patrz „Chemical Engineers Handbook”, J.H. Perry, 3. wydanie (1953), str. 1285, fig. 61), korzystnie mieszalnik iniektorowy (patrz „Chemical Engineers' Handbook”, J.H. Perry, 3. wydanie (1953), str. 1203, fig. 2
PL 200 792 B1 oraz „Chemical Engineers' Handbook”, R.H. Perry i C.H. Chilton, 5. wydanie (1973) str. 6-15, fig. 6-31), albo najkorzystniej jako strumiennica cieczowa (patrz „Unit Operations”, G.G. Brown i in., 4. wydanie (1953), str. 194, fig. 210). Alternatywnie iniektorowe dysze mieszające mogą być wykonane jako dysze wydmuchujące gaz lub pomocnicze dysze gazowe, gdzie rozprężanie gazu jest wykorzystywane do pracy dyszy (patrz „Atomisation and Sprays”, Arthur H. Lefebvre, Hemisphere Publishing Corporation, 1989). Tam, gdzie iniektorowe dysze mieszające są wykonane jako dysze wydmuchujące gaz lub pomocnicze dysze gazowe, zawiesina katalizatora jest kierowana do dyszy pod ciśnieniem wystarczająco dużym, by umożliwić przechodzenie zawiesiny przez dyszę, podczas gdy strumień gazowych reagentów jest doprowadzany do dyszy pod ciśnieniem wystarczająco dużym, by wewnątrz dyszy uzyskać mieszanie z silnym ścinaniem.
Odpowiednio strumień gazowych reagentów doprowadzany jest do strefy mieszania z silnym ścinaniem pod ciśnieniem co najmniej 2 MPa, korzystnie co najmniej 3 MPa. Zwykle spadek ciśnienia zawiesiny na strefie mieszania z silnym ścinaniem jest rzędu 0,1-0,6 MPa, korzystnie 0,2-0,5 MPa, korzystniej 0,3-0,4 MPa. Zaletą procesu według przedmiotowego wynalazku jest to, że tam, gdzie strumień gazowych reagentów zawiera gaz syntezowy otrzymany w procesie „Compact Reformer”, ten gaz syntezowy jest zwykle pod ciśnieniem powyżej 2 MPa. Nie ma zatem konieczności obniżania ciśnienia gazu syntezowego przed doprowadzeniem go do procesu według przedmiotowego wynalazku, przez co uzyskuje się sprawny pod względem energetycznym, zintegrowany proces Fischer-Tropscha z reformingiem. W szczególności ciśnienie gazu syntezowego otrzymanego w procesie „Compact Reformer” jest zwykle wystarczająco duże, by osiągnąć mieszanie z silnym ścinaniem w dyszy wydmuchującej gaz lub pomocniczej dyszy gazowej.
Siły ścinania wywierane na zawiesinę w strefach mieszania z silnym ścinaniem są wystarczająco duże, aby strumień gazowych reagentów był rozbijany na pęcherzyki gazu o średnicy 30 μm-10 mm, korzystnie 30 Lim-3000 nm, jeszcze korzystniej 30-300 nm.
Korzystnie zawiesina produktu, która jest zawracana do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem (zwana dalej recyrkulacyjnym strumieniem zawiesiny) jest chłodzona na zewnątrz strefy mieszania z silnym ścinaniem i strefy dodatkowego mieszania, aby pomóc w usuwaniu ciepła reakcji egzotermicznej z systemu, np. przez przepuszczanie recyrkulacyjnego strumienia zawiesiny przez wymiennik ciepła. Korzystnie recyrkulacyjny strumień zawiesiny jest chłodzony do temperatury nie wyższej niż 12°C poniżej temperatury zawiesiny w strefie dodatkowego mieszania.
Korzystnie dodatkowe chłodzenie jest zapewniane w strefie dodatkowego mieszania za pomocą wymiennika ciepła, np. rur przenoszących ciepło usytuowanych wewnątrz zawiesiny w strefie dodatkowego mieszania.
Gazowy strumień zawierający nieprzetworzone gazowe reagenty może być oddzielany od zawiesiny produktu albo w strefie dodatkowego mieszania, albo w zewnętrznej strefie rozdzielania gazu i cieczy. Oddzielony strumień gazowy może zawierać odparowane niskowrzące ciekłe produkty węglowodorowe, odparowane wodne produkty uboczne i gazowe węglowodory zawierające 1-3 atomy węgla, takie jak metan, etan i propan, oprócz nieprzetworzonych gazowych reagentów.
Oddzielony strumień gazowy (zwany dalej gazowym strumieniem recyrkulacyjnym) może być chłodzony przed recyrkulacją do strefy mieszania z silnym ścinaniem, np. przez przepuszczanie tego gazowego strumienia recyrkulacyjnego przez wymiennik ciepła, by pomóc w usuwaniu ciepła reakcji egzotermicznej z systemu. Tam, gdzie gazowy strumień recyrkulacyjny jest chłodzony poniżej swej temperatury rosy, wszelkie odparowane, niskowrzące ciekłe produkty węglowodorowe i odparowane wodne produkty uboczne zostają skroplone w gazowym strumieniu recyrkulacyjnym, a te skroplone ciecze są korzystnie usuwane z systemu za pomocą odpowiednich urządzeń oddzielających, np. wymiennik ciepła może być wyposażony w łapacz cieczy. Wodne produkty uboczne mogą być następnie oddzielane od skroplonych niskowrzących ciekłych produktów węglowodorowych za pomocą odpowiednich środków oddzielających, takich jak dekanter. Niskowrzące produkty węglowodorowe mogą być następnie zawracane do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem i/lub do strefy dodatkowego mieszania. Świeże gazowe reagenty mogą być doprowadzane do gazowego strumienia recyrkulacyjnego albo przed, albo za wymiennikiem ciepła. Tam, gdzie świeże gazowe reagenty nie zostały wstępnie ochłodzone, korzystne jest doprowadzanie ich do gazowego strumienia recyrkulacyjnego przed wymiennikiem ciepła. Korzystnie strumień gazowy zawracany do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem zawiera 5-50% obj. świeżych gazowych reagentów.
Korzystnie z gazowego strumienia recyrkulacyjnego pobierany jest strumień płuczący, by uniknąć gromadzenia się gazowych produktów ubocznych, np. metanu, w systemie. W razie potrzeby
PL 200 792 B1 wszelkie gazowe produkty pośrednie (gazowe węglowodory posiadające 2 lub 3 atomy węgla) mogą być oddzielane od strumienia płuczącego. Korzystnie takie gazowe produkty pośrednie są zawracane do systemu, gdzie mogą zostać przetworzone w ciekłe produkty węglowodorowe.
Korzystnie strumień zawierający niskowrzące węglowodory (np. pentany, heksany lub hekseny) może być wprowadzany do strefy mieszania z silnym ścinaniem i/lub do strefy dodatkowego mieszania. Bez powoływania się na żadną teorię uważa się, że odparowanie niskowrzących węglowodorów (dalej zwanych niskowrzącym rozpuszczalnikiem) w strefie mieszania z silnym ścinaniem i/lub w strefie dodatkowego mieszania wspomaga i zwiększa mieszanie gazowych reagentów, ciekłego środowiska i stałego katalizatora, zwiększając przez to konwersję gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe. Ponadto odparowanie niskowrzącego rozpuszczalnika będzie również pomagać w usuwaniu części ciepła reakcji egzotermicznej umożliwiając przez to lepsze kontrolowanie selektywności produktu i zmniejszanie do minimum wytwarzania gazowych produktów ubocznych, np. metanu. Aby uniknąć wątpliwości, należy zaznaczyć, że niskowrzący rozpuszczalnik może parować zarówno w strefie dodatkowego mieszania jak i w strefie mieszania z silnym ścinaniem. Gazowy strumień recyrkulacyjny może więc zawierać odparowany niskowrzący rozpuszczalnik oprócz odparowanych niskowrzących ciekłych produktów węglowodorowych, odparowanych wodnych produktów ubocznych, nieprzetworzonych gazowych reagentów i gazowych węglowodorów posiadających 1-3 atomy węgla. Jak omówiono powyżej, gazowy strumień recyrkulacyjny może być chłodzony przed zawróceniem do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem. Każdy odparowany niskowrzący rozpuszczalnik może skraplać się wraz z każdymi odparowanymi niskowrzącymi ciekłymi produktami węglowodorowymi i dowolnymi odparowanymi wodnymi produktami ubocznymi po ochłodzeniu gazowego strumienia recyrkulacyjnego poniżej jego punktu rosy. Korzystnie skroplone ciecze są usuwane z systemu, jak opisano powyż ej, a wodny produkt uboczny moż e być nastę pnie oddzielany od skroplonych cieczy za pomocą odpowiednich urządzeń oddzielających, również opisanych powyżej. Pozostałe skroplone ciecze mogą być następnie zawracane do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem i/lub strefy dodatkowego mieszania.
Ze względów praktycznych strefa dodatkowego mieszania może nie być całkowicie wypełniona zawiesiną podczas procesu według przedmiotowego wynalazku tak, że powyżej pewnego poziomu zawiesiny u góry strefy dodatkowego mieszania istnieje poduszka gazowa zawierająca nieprzetworzone gazowe reagenty. Odpowiednio objętość tej poduszki gazowej jest nie większa niż 40%, korzystnie nie większa niż 30% objętości strefy dodatkowego mieszania. Strefa mieszania z silnym ścinaniem może wyprowadzać swą zawartość do strefy dodatkowego mieszania albo powyżej, albo poniżej poziomu zawiesiny w strefie dodatkowego mieszania. Zaletą wyprowadzania zawartości strefy mieszania z silnym ścinaniem poniżej poziomu zawiesiny jest to, że polepsza się wówczas kontakt pomiędzy gazowymi reagentami a zawiesiną w strefie dodatkowego mieszania.
Tam, gdzie strefa dodatkowego mieszania ma poduszkę gazową, gazowy strumień recyrkulacyjny może być odprowadzany z tej poduszki gazowej. Należy zdać sobie również sprawę z tego, że strefa dodatkowego mieszania może być wyposażona w górny skraplacz lub chłodnicę do usuwania ciepła z gazów w poduszce gazowej. Tam, gdzie strefa dodatkowego mieszania jest wyposażona w górny skraplacz lub chł odnicę , gazowy strumień recyrkulacyjny moż e być odprowadzany z górnego skraplacza lub chłodnicy (to znaczy jest odprowadzany pośrednio ze strefy dodatkowego mieszania). Niskowrzące ciekłe produkty węglowodorowe i niskowrzący rozpuszczalnik, które skraplają się w skraplaczu lub chłodnicy, mogą być gromadzone i zawracane do obiegu do strefy mieszania z silnym ścinaniem lub do strefy dodatkowego mieszania (po oddzieleniu wodnych produktów ubocznych).
Katalizator, który może być wykorzystywany w procesie według przedmiotowego wynalazku, jest dowolnym katalizatorem, o którym wiadomo, że jest aktywny w syntezie Fischer-Tropscha. Przykładowo znanymi katalizatorami Fischer-Tropscha są metale z VIII grupy układu okresowego pierwiastków na nośniku lub bez. Spośród nich korzystne są żelazo, kobalt i ruten, zwłaszcza żelazo i kobalt, a najkorzystniejszy jest kobalt.
Korzystny katalizator jest umieszczony na nieorganicznym tlenku ogniotrwałym. Korzystne nośniki obejmują krzemionkę, tlenek glinu, krzemionkę-tlenek glinu, tlenki pierwiastków z grupy IVB układu okresowego, tlenek tytanu (przede wszystkim w postaci rutylu) oraz najkorzystniej tlenek cynku. Nośniki te zwykle mają pole powierzchni mniejsze niż około 100 m2/g, korzystnie mniejsze niż 50 m2/g, korzystniej mniejsze niż 25 m2/g, np. około 5 m2/g.
Metal katalityczny występuje w katalitycznie aktywnych ilościach zwykle około 1-100% wag., przy czym górną granicę osiąga się w przypadku katalizatorów żelazowych, korzystnie 2-40% wag. Do
PL 200 792 B1 katalizatora można dodać aktywatory znane z dziedziny katalizy typu Fischer-Tropscha. Aktywatory te mogą zawierać ruten, platynę lub pallad (jeśli nie jest podstawowym metalem katalitycznym), ren, hafn, cer, lantan i cyrkon i zwykle występują w ilościach mniejszych niż podstawowy metal katalityczny (za wyjątkiem rutenu, który może występować w równoważnych ilościach), ale stosunek aktywator : metal powinien wynosić co najmniej 1:10. Korzystnymi aktywatorami saren i hafn.
Dalszą zaletą procesu według wynalazku jest to, że intensywne mieszanie gazowego strumienia reagentów i zawiesiny katalizatora w strefie mieszania z silnym ścinaniem umożliwia stosowanie mniejszych cząstek katalizatora w porównaniu z konwencjonalnym procesem zawiesinowym. Katalizator może zatem mieć wymiar cząstek mniejszy niż 50 μm, korzystnie mniejszy niż 40 μm, np. w zakresie 5-30 μm. Natomiast w konwencjonalnym procesie zawiesinowym zwykle wykorzystuje się katalizator o wymiarze cząstek większym niż 40 μm. Zalety mniejszych cząstek katalizatora obejmują zmniejszenie selektywności procesu według przedmiotowego wynalazku względem metanu (gazowy produkt uboczny), jak również ograniczenie powstawania cięższych produktów węglowodorowych. Bez powoływania się na żadną teorię uważa się, że cząstki katalizatora o korzystnym wymiarze mniejszym niż 40 urn mogą być tworzone in situ w systemie przez ścieranie większych cząstek katalizatora, np. przez ścieranie katalizatora o wymiarze cząstek większym niż 50 um.
Korzystnie zawiesina katalizatora wyprowadzana do strefy dodatkowego mieszania zawiera mniej niż 40% wag. cząstek katalizatora, korzystniej 10-30% wag. cząstek katalizatora, najkorzystniej 10-20% wag. cząstek katalizatora.
W korzystnym przykładzie wykonania proces przeprowadza się z wykorzystaniem iniektorowej dyszy mieszającej. Stwierdzono, że intensywne mieszanie gazowego strumienia reagentów, ciekłego środowiska i stałego katalizatora można osiągnąć w iniektorowej dyszy mieszającej, co prowadzi do wysokiej konwersji gazowych reagentów w ciekłe produkty węglowodorowe w strefie dodatkowego mieszania. Zawiesina, która jest wyprowadzana przez iniektorową dyszę mieszającą do strefy dodatkowego mieszania, jest przynajmniej częściowo zawracana do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej, np. za pomocą pompy zawiesiny. Iniektorowa dysza mieszająca może zasysać strumień gazowych reagentów poprzez co najmniej jeden otwór w swej ściance bocznej (zwężka Venturiego). Alternatywnie, jak opisano powyżej, strumień gazowych reagentów może być doprowadzany pod wysokim ciśnieniem do iniektorowej dyszy mieszającej poprzez co najmniej jeden otwór w jej ściance bocznej (dysza wydmuchu gazu lub pomocnicza dysza gazowa). Zaletą stosowania dyszy wydmuchu gazu lub pomocniczej dyszy gazowej w charakterze strefy mieszania z silnym ścinaniem jest to, że zmniejsza to obciążenie pompy zawiesiny.
Więcej niż jedna iniektorową dysza mieszająca, korzystnie do 150, korzystniej mniej niż 100, najkorzystniej mniej niż 50, np. 10-50 iniektorowych dysz mieszających może wyprowadzać swą zawartość do jednej strefy dodatkowego mieszania.
Odpowiednio strefa dodatkowego mieszania obejmuje zbiornik, np. zbiornik reaktora, albo pętlę przewodu rurowego, a iniektorowa dysza mieszająca może być umieszczona w dowolnym miejscu na ścianach tego zbiornika (np. na górnej, dolnej lub na bocznych ścianach zbiornika reaktora).
Jeżeli zbiornikiem strefy dodatkowego mieszania jest zbiornik reaktora, zawiesina produktów jest odprowadzana ze zbiornika reaktora i jest przynajmniej częściowo zawracana do obiegu do iniektorowych dysz mieszających. Bardzo dobre mieszanie można osiągnąć wtedy, gdy iniektorowa dysza mieszająca jest usytuowana u góry zbiornika reaktora, a zawiesina jest odprowadzana ze zbiornika reaktora przy jego dnie. Dlatego zbiornik reaktora jest korzystnie wyposażony u góry w co najmniej jedną iniektorowa dyszę mieszającą, a strumień recyrkulowanej zawiesiny jest korzystnie odprowadzany z dna zbiornika reaktora. Korzystnie strumień recyrkulowanej zawiesiny jest przynajmniej częściowo zawracany do obiegu poprzez przewód pętlowy (przewód recyrkulacji zawiesiny) do góry iniektorowej dyszy mieszającej, poprzez którą jest on następnie wprowadzany od góry w zbiornik reaktora, przy czym strumień gazowych reagentów jest wprowadzany poprzez jeden lub więcej otworów w bocznej ścianie iniektorowej dyszy mieszającej. Korzystnie na przewodzie pętlowym umieszczony jest wymiennik ciepła, by odprowadzać ciepło reakcji.
Jeżeli zbiornik strefy dodatkowego mieszania jest pętlą przewodu rurowego, pojedyncza iniektorowa dysza mieszająca może uchodzić w pętlę przewodu rurowego. Zawiesina może być zawracana do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej np. za pomocą pompy lub pędnika umieszczonego w pętli przewodu rurowego. Wymiennik ciepła może być usytuowany wzdłuż przynajmniej części długości pętli przewodu rurowego, korzystnie wzdłuż zasadniczo całej długości pętli przewodu rurowego, przez zapewniona jest regulacja temperatury. Alternatywnie szereg iniektorowych dysz mieszających
PL 200 792 B1 może być umieszczone wokół pętli przewodu rurowego. W takiej konstrukcji każda iniektorowa dysza mieszająca uchodzi w pewną sekcję pętli przewodu rurowego, która to sekcja zawraca zawiesinę do obiegu do następnej iniektorowej dyszy mieszającej w pętli np. za pomocą pompy lub pędnika umieszczonego w tej sekcji pętli przewodu rurowego. Wymiennik ciepła może być usytuowany wzdłuż przynajmniej części każdej sekcji pętli przewodu rurowego, korzystnie wzdłuż zasadniczo całej długości każdej sekcji pętli przewodu rurowego, przez co zapewnione jest regulowanie temperatury. Należy zauważyć, że mieszanie gazowych reagentów i zawiesiny katalizatora w pętli przewodu rurowego może być tak skuteczne, że nie jest konieczna poduszka gazowa. Jeżeli nie stosuje się poduszki gazowej, zawiesina produktu wraz z przechwyconymi i/lub rozpuszczonymi gazami (nieprzetworzone gazowe reagenty, gazowe węglowodory o 1-3 atomach węgla, odparowane niskowrzące ciekłe produkty węglowodorowe, odparowany wodny produkt uboczny i ewentualnie odparowany niskowrzący rozpuszczalnik) jest odprowadzana z pętli przewodu rurowego, a gazowy strumień recyrkulacyjny, zawierający przechwycone i/lub rozpuszczone gazy, jest oddzielany od zawiesiny produktu w zewnętrznej strefie oddzielania gazu od cieczy.
Jeżeli zbiornik strefy dodatkowego mieszania (np. zbiornik reaktora lub pętla przewodu rurowego) ma poduszkę gazową, korzystnie gazowy strumień recyrkulacyjny uchodzi poprzez ścianę zbiornika z poduszki gazowej i jest zawracany do obiegu do iniektorowych dysz mieszających. Jak wspomniano powyżej, zaletą recyrkulacji gazowych reagentów z poduszki gazowej do iniektorowych dysz mieszających jest to, że w taki sposób temperaturę zawiesiny w zbiorniku można korzystnie kontrolować przez chłodzenie gazowego strumienia recyrkulacyjnego w wymienniku ciepła na zewnątrz strefy mieszania z silnym ścinaniem i zbiornika strefy dodatkowego mieszania. Taka regulacja temperatury może być ponadto ulepszona, jeżeli świeże gazowe reagenty są dodawane do gazowego strumienia recyrkulacyjnego przed ochłodzeniem go (przed wymiennikiem ciepła) lub są wstępnie chłodzone. Temperatura zawiesiny w zbiorniku reaktora może być również regulowana za pomocą wymiennika ciepła, przykładowo za pomocą rur przenoszących ciepło, usytuowanych poniżej poziomu zawiesiny w zbiorniku reaktora i za pomocą zewnętrznego chłodzenia recyrkulacyjnego strumienia zawiesiny.
Proces według wynalazku jest korzystnie przeprowadzany przy temperaturze 180-280°C, korzystniej 190-240°C.
Proces według wynalazku jest korzystnie przeprowadzany pod ciśnieniem 0,5-5 MPa, korzystniej 1,5-3,5 MPa, zwykle 2-3 MPa.
Proces według przedmiotowego wynalazku może być przeprowadzany periodycznie lub w sposób ciągły, przy czym ten ostatni sposób jest korzystny.
W procesie ciągłym część zawiesiny produktów jest nieprzerwanie usuwana z systemu i przekazywana do odpowiedniego urządzenia rozdzielającego, gdzie ciekłe środowisko i ciekłe produkty węglowodorowe są oddzielane od katalizatora. Przykładami odpowiednich urządzeń oddzielających są oddzielacze hydrocyklonowe, filtry, separatory grawitacyjne i separatory magnetyczne. Alternatywnie ciekłe środowisko i ciekłe produkty węglowodorowe mogą być oddzielane od katalizatora przez destylację. Oddzielone ciecze są następnie przekazywane do stopnia oczyszczania produktu, gdzie wodny produkt uboczny i ciekłe środowisko są oddzielane od ciekłych produktów węglowodorowych. Jak opisano powyżej, stopień oczyszczania można uprościć przez użycie jednego lub większej liczby ciekłych produktów węglowodorowych w charakterze ciekłego środowiska. W takim przypadku nie jest potrzebne oddzielanie ciekłego środowiska od ciekłych produktów węglowodorowych. Katalizator może być zawrócony do obiegu jako stężona zawiesina do strefy dodatkowego mieszania. Świeży katalizator może być dodawany albo do recyrkulowanej zawiesiny, albo bezpośrednio do strefy dodatkowego mieszania.
Aby zapobiec gromadzeniu się wodnego produktu ubocznego w systemie, korzystne przynajmniej część wodnego produktu ubocznego jest usuwana z recyrkulacyjnego strumienia zawiesiny. Można to osiągnąć przez pobieranie bocznego strumienia z recyrkulacyjnego strumienia zawiesiny za wymiennikiem ciepła. Składniki ciekłe bocznego strumienia są oddzielane od katalizatora (jak opisano powyżej), a wodny produkt uboczny jest oddzielany od oddzielonych cieczy (również jak opisano powyżej) przed recyrkulacją pozostałych oddzielonych składników ciekłych z powrotem do strefy mieszania z silnym ścinaniem. Oddzielony katalizator może być zawracany do obiegu do strefy dodatkowego mieszania jako stężona zawiesina (jak opisano powyżej).
Należy zauważyć, że usuwanie wodnego produktu ubocznego z systemu może być przeprowadzane w stopniu oddzielania produktu przez zawracanie do obiegu części oddzielonych cieczy, z których została usunięta woda, z powrotem do strefy mieszania z silnym ścinaniem.
PL 200 792 B1
Ciekłe produkty węglowodorowe ze stopnia oczyszczania mogą być podawane do stopnia hydrokrakowania, np. do stopnia hydrokrakowania katalitycznego, który wykorzystuje katalizator zawierający metal wybrany z grupy złożonej z kobaltu, molibdenu, niklu i wolframu na nośniku takim jak tlenek glinu, krzemionka-tlenek glinu albo zeolit. Korzystnie katalizator zawiera kobalt i molibden lub nikiel i molibden na nośniku tlenku glinu lub krzemionce-tlenku glinu. Odpowiednie katalizatory hydrokrakowania obejmują katalizatory dostarczane przez firmę Akzo Nobel, Criterion, Chevron albo UOP. Korzystnym katalizatorem jest KF 1022™, katalizator kobaltowo/molibdenowy na tlenku glinu, dostarczany przez Akzo Nobel.
Wynalazek zostanie teraz dokładniej opisany na podstawie rysunku.
Zawiesina katalizatora w ciekłym środowisku jest zawracana do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej 1 poprzez przewód 2. Poprzez jeden lub więcej otworów w bocznej ściance iniektorowej dyszy mieszającej i zawiesina wciąga strumień gazowych reagentów, zawierający tlenek węgla i wodór, który to strumień jest wprowadzany w iniektorową dyszę mieszającą 1 przewodem 3. Świeże gazowe reagenty są doprowadzane przewodem 4 do przewodu 3, przez który nieprzetworzone gazowe reagenty są zawracane do obiegu z gazowej poduszki 5, która jest usytuowana w górnej części zbiornika 6, którego dolna część zawiera zawiesinę 7 katalizatora w mieszaninie ciekłego środowiska i ciekłych produktów węglowodorowych. Linia przerywana 8 na rysunku oznacza górny poziom zawiesiny 7 w zbiorniku 6.
Wskutek chłodzenia w wymienniku ciepła 9, mieszanina gazowa przechodząca przez przewód 3 ma utrzymywaną prawidłową temperaturę pracy. Wymiennik ciepła 9 jest skraplaczem z łapaczem wody, by usuwać wodny produkt uboczny z systemu. Płuczący strumień 10 jest pobierany z przewodu 3, by zapobiegać gromadzeniu się gazowych produktów ubocznych w poduszce gazowej 5. Ewentualnie wymiennik ciepła 11, np. rury chłodzące, przewidziany jest poniżej poziomu zawiesiny 7 w zbiorniku 6, by pomóc w usuwaniu ciepła reakcji egzotermicznej.
Ewentualnie strumień niskowrzących cieczy węglowodorowych (niskowrzący rozpuszczalnik) może być wprowadzany do iniektorowej dyszy mieszającej 1 przewodem 12, albo alternatywnie do zbiornika 6 przewodem 13. Jeżeli niskowrzące ciekłe węglowodory są wprowadzane do systemu, wówczas mogą się skraplać w wymienniku ciepła 9. Skroplone niskowrzące ciekłe węglowodory mogą być oddzielane od skroplonego wodnego produktu ubocznego w dekanterze (nie pokazano). Oddzielone niskowrzące ciekłe węglowodory mogą być następnie zawracane do systemu.
Poprzez dolny otwór wylotowy iniektorowej dyszy mieszającej 1 mieszanina złożona z katalizatora, ciekłego środowiska, ciekłych produktów węglowodorowych i nieprzetworzonych gazowych reagentów przechodzi do zbiornika 6 poniżej poziomu 8 zawiesiny 7. Nieprzetworzone gazowe reagenty ulegają separacji do gazowej poduszki 5.
Poprzez przewód 14 zawiesina 7 jest wyprowadzana z dna zbiornika 6 i przynajmniej część tej zawiesiny jest zawracana do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej 1 za pomocą pompy 15 i przewodu 2. Wskutek chłodzenia w wymienniku ciepła 16 utrzymywana jest prawidłowa temperatura recyrkulowanej zawiesiny w przewodzie 2.
Przewodem 17 część zawiesiny 7 jest odprowadzana z systemu. Za pomocą odpowiedniego urządzenia rozdzielającego 18, np. oddzielacza hydrocyklonowego, filtru, oddzielacza grawitacyjnego lub oddzielacza magnetycznego, albo też alternatywnie przez destylację, ciekłe środowisko i ciekłe produkty węglowodorowe mogą być oddzielane od katalizatora w zawiesinie. Oddzielony katalizator może być zawracany do zbiornika 6 jako zawiesina przez pompę 19 zawiesiny i przewód 20. Oddzielone ciekłe środowisko i ciekłe produkty węglowodorowe mogą być podawane z urządzenia oddzielającego 18 do strefy oczyszczania (nie pokazano).
Część zawiesiny może być odprowadzana z przewodu 2 i podawana przewodem 21 do urządzenia oddzielającego 22, gdzie ciekłe składniki zawiesiny są oddzielane od katalizatora (np. jak opisano powyżej). Oddzielone ciecze są następnie podawane przewodem 23 do dekantera 24, gdzie wodny produkt uboczny jest usuwany z systemu przewodem 25. Pozostałe ciecze są następnie z powrotem doprowadzane do przewodu 2 za pomocą przewodu 26. Oddzielony katalizator z dekantera 24 jest wprowadzany jako zawiesina do przewodu 20 poprzez przewód 27 dzielone ciekłe środowisko i ciekłe produkty węglowodorowe mogą być podawane z urządzenia oddzielającego 18 do strefy oczyszczania (nie pokazano).
Część zawiesiny może być odprowadzana z przewodu 2 i podawana przewodem 21 do urządzenia oddzielającego 22, gdzie ciekłe składniki zawiesiny są oddzielane od katalizatora (np. jak opisano powyżej). Oddzielone ciecze są następnie podawane przewodem 23 do dekantera 24, gdzie
PL 200 792 B1 wodny produkt uboczny jest usuwany z systemu przewodem 25. Pozostałe ciecze są następnie z powrotem doprowadzane do przewodu 2 za pomocą przewodu 26. Oddzielony katalizator z dekantera 24 jest wprowadzany jako zawiesina do przewodu 20 poprzez przewód 27.

Claims (29)

1. Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe przez kontaktowanie gazu syntezowego w podwyższonej temperaturze i pod zwiększonym ciśnieniem z zawiesiną zawierającą katalizator zawieszony w ciekłym środowisku w systemie zawierającym zbiornik reaktora, który przy lub w pobliżu swego górnego końca jest wyposażony w co najmniej jedną iniektorową dyszę mieszającą, znamienny tym, że
a) przepuszcza się zawiesinę zawierającą katalizator, zawieszony w ciekłym środowisku, poprzez iniektorową dyszę mieszającą, gdzie gaz syntezowy miesza się z tą zawiesiną,
b) wyprowadza się mieszaninę zawierającą gaz syntezowy i zawiesinę ze iniektorowej dyszy mieszającej do dołu do zbiornika reaktora,
c) prowadzi się konwersję co najmniej części gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe w zbiorniku reaktora i tworzy się zawiesinę produktów zawierającą katalizator zawieszony w ciekłym środowisku i ciekłe produkty węglowodorowe,
d) oddziela się gazowy strumień zawierający nieprzetworzony gaz syntezowy od zawiesiny produktów,
e) zawraca się do obiegu oddzielony gazowy strumień do iniektorowej dyszy mieszającej, oraz
f) zawraca się do obiegu co najmniej część zawiesiny produktów do iniektorowej dyszy mieszającej.
2. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że iniektorowa dysza mieszająca jest wykonana jako zwężka Venturiego lub dysza wydmuchiwania gazu.
3. Sposób według zastrz. 1 albo 2, znamienny tym, że gaz syntezowy rozbija się w iniektorowej dyszy mieszającej na pęcherzyki gazowe o średnicy 30 μm-10 mm.
4. Sposób według zastrz. 3, znamienny tym, że gaz syntezowy rozbija się w iniektorowej dyszy mieszającej na pęcherzyki gazowe o średnicy 30-3000 Lim.
5. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że gazowy strumień recyrkulacyjny chłodzi się przed zawróceniem do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej.
6. Sposób według zastrz. 5, znamienny tym, że odparowane, niskowrzące, ciekłe produkty węglowodorowe i odparowany wodny produkt uboczny wykrapla się z gazowego strumienia recyrkulacyjnego, a następnie usuwa się z niego.
7. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że zawiesinę produktu chłodzi się przed recyrkulacją do iniektorowej dyszy mieszającej.
8. Sposób według zastrz. 7, znamienny tym, że dodatkowe chłodzenie zapewnia się za pomocą wymiennika ciepła umieszczonego wewnątrz zawiesiny w zbiorniku reaktora.
9. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że zbiornik reaktora zawiera poduszkę gazową, a iniektorowa dysza mieszająca wyprowadza swą zawartość albo powyżej, albo poniżej poziomu zawiesiny w zbiorniku reaktora.
10. Sposób według zastrz. 9, znamienny tym, że gazowy strumień recyrkulacyjny wyprowadza się z poduszki gazowej i zawraca do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej.
11. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że zawiesinę produktu odprowadza się przy lub blisko dna zbiornika reaktora.
12. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że zawiesinę przynajmniej częściowo zawraca się do obiegu do iniektorowej dyszy mieszającej poprzez przewód recyrkulacji zawiesiny i pompę zawiesiny.
13. Sposób według zastrz. 12, znamienny tym, że przewód recyrkulacji zawiesiny jest wyposażony w wymiennik ciepła.
14. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że gaz syntezowy doprowadza się do iniektorowej dyszy mieszającej pod ciśnieniem co najmniej 3 MPa.
15. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że spadek ciśnienia na iniektorowej dyszy mieszającej wynosi 0,1-0,6 MPa.
16. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że strumień zawierający niskowrzące węglowodory wprowadza się w iniektorowa dyszę mieszającą i/lub do zbiornika reaktora.
PL 200 792 B1
17. Sposób według zastrz. 1 albo 2, znamienny tym, że system zawiera wiele iniektorowych dysz mieszających, które wyprowadzają swą zawartość do jednego zbiornika reaktora.
18. Sposób według zastrz. 17, znamienny tym, że 150 iniektorowych dysz mieszających wyprowadza swą zawartość do jednego zbiornika reaktora.
19. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że ciekłe produkty węglowodorowe zawierają mieszaninę węglowodorów o długości łańcucha 5-90 atomów węgla.
20. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że katalizatorem jest żelazo, kobalt lub ruten osadzony na krzemionce, tlenku glinu, krzemionce-tlenku glinu, tlenku tytanu lub tlenku cynku.
21. Sposób według zastrz. 20, znamienny tym, że katalizator ma wymiar cząstek mniejszy niż 50 μm.
22. Sposób według zastrz. 21, znamienny tym, że katalizator ma wymiar cząstek 5-30 um.
23. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że zawiesina wyprowadzana do zbiornika reaktora zawiera 10-30% wag. cząstek katalizatora.
24. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że w zbiorniku reaktora utrzymuje się temperaturę 180-280°C i ciśnienie 0,5-5 MPa.
25. Układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe, zawierający urządzenie z wieloma iniektorowymi dyszami mieszającymi, zbiornik reaktora, przewód recyrkulacji gazu z pierwszym końcem i drugim końcem oraz przewód recyrkulacji zawiesiny z pierwszym końcem i drugim końcem, znamienny tym, że
a) wiele iniektorowych dysz mieszających umieszczone jest przy lub blisko górnego końca zbiornika reaktora,
b) każda iniektorowa dysza mieszająca ma pierwszy wlot do wprowadzania zawiesiny katalizatora do ciekłego środowiska, co najmniej jeden drugi wlot do doprowadzania gazu syntezowego i wylot, który jest usytuowany w zbiorniku reaktora tak, aby wyprowadzać mieszaninę gazu syntezowego i zawiesiny z iniektorowych dysz mieszających w kierunku do dołu do zbiornika reaktora,
c) zbiornik reaktora ma pierwszy wylot do wyprowadzania zawiesiny produktu przy lub blisko dna tego zbiornika i drugi wylot dla gazowego strumienia recyrkulacyjnego przy lub blisko jego górnego końca,
d) pierwszy koniec przewodu recyrkulacji zawiesiny jest połączony z pierwszym wylotem zbiornika reaktora, a drugi koniec pętli recyrkulacji zawiesiny jest połączony z pierwszym wlotem iniektorowych dysz mieszających, oraz
e) pierwszy koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugim wylotem zbiornika reaktora, a drugi koniec przewodu recyrkulacji gazu jest połączony z drugimi wlotami iniektorowych dysz mieszających.
26. Układ według zastrz. 25, znamienny tym, że przewód recyrkulacji zawiesiny ma pompę zawiesiny i wymiennik ciepła.
27. Układ według zastrz. 25 albo 26, znamienny tym, że przewód recyrkulacji gazu ma wymiennik ciepła.
28. Układ według zastrz. 25, znamienny tym, że ma do 150 iniektorowych dysz mieszających.
29. Układ według zastrz. 25, znamienny tym, że zbiornik reaktora ma usytuowany w nim wy-
PL355332A 1999-11-26 2000-11-22 Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe PL200792B1 (pl)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
GBGB9928132.1A GB9928132D0 (en) 1999-11-26 1999-11-26 Process
PCT/GB2000/004444 WO2001038269A1 (en) 1999-11-26 2000-11-22 Process for converting synthesis gas into higher hydrocarbons

Publications (2)

Publication Number Publication Date
PL355332A1 PL355332A1 (pl) 2004-04-19
PL200792B1 true PL200792B1 (pl) 2009-02-27

Family

ID=10865315

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PL355332A PL200792B1 (pl) 1999-11-26 2000-11-22 Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe

Country Status (24)

Country Link
US (3) US6635682B2 (pl)
EP (2) EP1232132B1 (pl)
JP (1) JP4647869B2 (pl)
KR (1) KR100719823B1 (pl)
CN (1) CN1325443C (pl)
AR (1) AR033956A1 (pl)
AT (1) ATE286010T1 (pl)
AU (1) AU777045B2 (pl)
BR (1) BR0015931B1 (pl)
CA (2) CA2392343C (pl)
CO (1) CO5200818A1 (pl)
DE (1) DE60017188T2 (pl)
DZ (1) DZ3222A1 (pl)
EA (1) EA003480B1 (pl)
GB (1) GB9928132D0 (pl)
GE (1) GEP20063914B (pl)
HU (1) HU228579B1 (pl)
MY (1) MY122290A (pl)
NO (1) NO330065B1 (pl)
NZ (1) NZ519785A (pl)
OA (1) OA12206A (pl)
PL (1) PL200792B1 (pl)
WO (1) WO2001038269A1 (pl)
ZA (1) ZA200203800B (pl)

Families Citing this family (46)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB9928132D0 (en) * 1999-11-26 2000-01-26 Bp Amoco Plc Process
GB0112796D0 (en) 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112801D0 (en) * 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
WO2002096836A2 (en) * 2001-05-25 2002-12-05 Bp Exploration Operating Company Limited Fischer-tropsch process
WO2002096833A2 (en) * 2001-05-25 2002-12-05 Bp Exploration Operating Company Limited Fischer-tropsch process
GB0112786D0 (en) * 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112794D0 (en) 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112806D0 (en) 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112791D0 (en) 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112797D0 (en) * 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
GB0112792D0 (en) * 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
US7115670B2 (en) 2001-05-25 2006-10-03 Bp Exploration Operating Company Limited Fischer-Tropsch synthesis process
GB0112789D0 (en) * 2001-05-25 2001-07-18 Bp Exploration Operating Process
DE60202604T2 (de) * 2001-05-25 2005-06-16 Bp Exploration Operating Co. Ltd. Fischer-tropschverfahren
GB0203182D0 (en) * 2002-02-11 2002-03-27 Davy Process Techn Ltd Apparatus
EP1358934A1 (en) * 2002-04-25 2003-11-05 Engelhard Corporation Fischer-Tropsch catalyst
US7060330B2 (en) * 2002-05-08 2006-06-13 Applied Materials, Inc. Method for forming ultra low k films using electron beam
US20050004412A1 (en) * 2003-07-02 2005-01-06 Chevron U.S.A. Inc, Distillation of a Fischer-Tropsch derived hydrocarbon stream
US7241393B2 (en) * 2003-11-24 2007-07-10 Texaco Inc. Method and apparatus for separating solids from a slurry
RU2280503C1 (ru) * 2004-12-06 2006-07-27 Общество с ограниченной ответственностью "Лукойл-Пермнефтеоргсинтез" Смесительное устройство реактора каталитического крекинга углеводородов
EP1852182A1 (en) * 2006-05-01 2007-11-07 Engelhard Corporation Fischer-Tropsch Catalyst comprising cobalt and zinc oxide
EP1935964A1 (en) 2006-12-19 2008-06-25 Bp Exploration Operating Company Limited Fischer-Tropsch catalyst
KR100964095B1 (ko) * 2007-05-29 2010-06-16 주식회사 엘지화학 올레핀의 하이드로포밀화 방법 및 이에 사용되는 장치
US8026403B2 (en) 2007-06-27 2011-09-27 H R D Corporation System and process for production of liquid product from light gas
US8133925B2 (en) * 2007-06-27 2012-03-13 H R D Corporation System and process for fischer-tropsch conversion
US8304584B2 (en) 2007-06-27 2012-11-06 H R D Corporation Method of making alkylene glycols
US8394861B2 (en) * 2007-06-27 2013-03-12 Hrd Corporation Gasification of carbonaceous materials and gas to liquid processes
US7691953B2 (en) * 2007-06-27 2010-04-06 H R D Corporation System and process for production of polyvinyl chloride
US9669381B2 (en) * 2007-06-27 2017-06-06 Hrd Corporation System and process for hydrocracking
US7592493B2 (en) * 2007-06-27 2009-09-22 H R D Corporation High shear process for cyclohexanol production
US7750188B2 (en) * 2007-06-27 2010-07-06 H R D Corporation System and process for the production of aniline and toluenediamine
US7491856B2 (en) 2007-06-27 2009-02-17 H R D Corporation Method of making alkylene glycols
SG155091A1 (en) * 2008-02-29 2009-09-30 Gueh How Kiap Hydrocarbon synthesis and production onboard a marine system using varied feedstock
KR101251714B1 (ko) * 2009-08-20 2013-04-05 주식회사 엘지화학 올레핀의 하이드로포밀화 반응장치 및 이를 이용한 하이드로포밀화 방법
JP5501365B2 (ja) * 2009-08-31 2014-05-21 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 スラリー調製方法、スラリー調製装置、炭化水素合成反応装置、及び炭化水素合成反応システム
CN101862632B (zh) * 2010-06-03 2013-03-13 常州大学 一种半循环式气液多相流接触方法
DE102010032528A1 (de) * 2010-07-28 2012-02-02 Uhde Gmbh Verfahren zur Herstellung eines methanhaltigen Gases aus Synthesegas sowie Methangewinnungsanlage zur Durchführung des Verfahrens
JP5808559B2 (ja) * 2011-03-31 2015-11-10 独立行政法人石油天然ガス・金属鉱物資源機構 炭化水素油の製造方法、フィッシャー・トロプシュ合成反応装置及び炭化水素油の製造システム
US9126126B2 (en) * 2011-06-28 2015-09-08 Uop Llc Aromatics-recovery process
US9006297B2 (en) 2012-06-16 2015-04-14 Robert P. Herrmann Fischer tropsch method for offshore production risers for oil and gas wells
US8912367B2 (en) 2012-06-21 2014-12-16 H R D Corporation Method and system for liquid phase reactions using high shear
CN106622045A (zh) * 2016-11-30 2017-05-10 南京工业大学 一种利用微纳米气泡提高鼓泡塔反应效率的装置及方法
CN110657480A (zh) * 2019-09-30 2020-01-07 王建新 一种换热机组节能器
CN111854470A (zh) * 2020-08-05 2020-10-30 张惠言 一种化工生产反应水热量回收利用系统
CN115814717A (zh) * 2022-12-29 2023-03-21 上海华谊（集团）公司 一种连续酸解循环反应器及制备乙烯利的方法
WO2025168709A1 (en) * 2024-02-06 2025-08-14 Paebbl Ab Continuous counterflow reactor

Family Cites Families (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB728543A (en) * 1952-03-05 1955-04-20 Koppers Gmbh Heinrich Process for the synthesis of hydrocarbons
US5621155A (en) * 1986-05-08 1997-04-15 Rentech, Inc. Process for the production of hydrocarbons
EP0303438A3 (en) 1987-08-14 1989-12-27 DAVY McKEE CORPORATION Production of synthesis gas from hydrocarbonaceous feedstock
CA2105940C (en) * 1992-10-05 2001-12-25 Robert M. Koros Bubble column, tube side slurry process and apparatus
US5252613A (en) 1992-12-18 1993-10-12 Exxon Research & Engineering Company Enhanced catalyst mixing in slurry bubble columns (OP-3723)
FR2741064B1 (fr) 1995-11-10 1997-12-12 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion de gaz de synthese en hydrocarbures
AU8120898A (en) 1997-07-08 1999-02-08 Bp Exploration Operating Company Limited Heat exchange apparatus and method of use
ITMI980865A1 (it) * 1998-04-23 1999-10-23 Eniricerche S P A Ora Enitecno Procedimento per la preparazione di idrocarburi da gas di sintesi
GB9822975D0 (en) 1998-10-21 1998-12-16 Kvaerner Oil & Gas Ltd Gas disposal system
GB9928132D0 (en) * 1999-11-26 2000-01-26 Bp Amoco Plc Process

Also Published As

Publication number Publication date
EP1232132B1 (en) 2004-12-29
AR033956A1 (es) 2004-01-21
AU1532401A (en) 2001-06-04
CA2650675C (en) 2011-03-08
CA2392343A1 (en) 2001-05-31
OA12206A (en) 2006-05-09
DZ3222A1 (fr) 2001-05-31
CN1325443C (zh) 2007-07-11
JP4647869B2 (ja) 2011-03-09
BR0015931B1 (pt) 2011-03-22
ZA200203800B (en) 2003-08-28
NO20022472L (no) 2002-06-26
JP2003514959A (ja) 2003-04-22
NO20022472D0 (no) 2002-05-24
BR0015931A (pt) 2002-08-06
EA003480B1 (ru) 2003-06-26
NZ519785A (en) 2003-11-28
ATE286010T1 (de) 2005-01-15
WO2001038269A1 (en) 2001-05-31
CA2650675A1 (en) 2001-05-31
AU777045B2 (en) 2004-09-30
US6689330B2 (en) 2004-02-10
US6635682B2 (en) 2003-10-21
EP1496040B1 (en) 2012-10-03
KR100719823B1 (ko) 2007-05-18
HUP0203562A3 (en) 2004-06-28
US20030212150A1 (en) 2003-11-13
DE60017188D1 (de) 2005-02-03
PL355332A1 (pl) 2004-04-19
HUP0203562A2 (hu) 2003-01-28
NO330065B1 (no) 2011-02-14
GB9928132D0 (en) 2000-01-26
MY122290A (en) 2006-04-29
EP1496040A1 (en) 2005-01-12
US20020161060A1 (en) 2002-10-31
KR20020060976A (ko) 2002-07-19
EA200200490A1 (ru) 2002-10-31
US6822007B2 (en) 2004-11-23
HU228579B1 (hu) 2013-04-29
DE60017188T2 (de) 2005-06-02
US20040132839A1 (en) 2004-07-08
CO5200818A1 (es) 2002-09-27
GEP20063914B (en) 2006-09-11
CN1399619A (zh) 2003-02-26
CA2392343C (en) 2009-09-15
EP1232132A1 (en) 2002-08-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
PL200792B1 (pl) Sposób konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe oraz układ do prowadzenia konwersji gazu syntezowego w ciekłe produkty węglowodorowe
US7034062B2 (en) Fischer-tropsch process
EP1392622B1 (en) Fischer-tropsch process
US7071238B2 (en) Fischer-tropsch process in the presence of a coolant introduced into the reactor system
US7012102B2 (en) Fischer-tropsch process
AU2002302755B2 (en) Fischer-Tropsch process
AU2002302755A1 (en) Fischer-Tropsch process
ZA200308545B (en) Fischer-Tropsch process.
AU2002257928A1 (en) Fischer-tropsch process