UA112649C2 - Спосіб одержання щонайменше одного продукту із щонайменше одного газоподібного реагенту в суспензійному шарі - Google Patents

Abstract

Спосіб одержання щонайменше одного продукту із щонайменше одного газоподібного реагенту включає подачу газоподібного реагенту як газоподібної сировини (59) або частини газоподібної сировини (59) при приведеній швидкості газу на вході щонайменше 0,5 м/с в посудину (12), що містить розширений суспензійний шар (70) твердих часточок каталізатора, суспендованих у суспензійній рідині, так що газоподібний реагент може барботувати вгору крізь суспензійний шар (70). Суспензійний шар (70) має завантаження каталізатора менше ніж 14 об. % дегазованої суспензії. Газоподібний реагент вступає в каталітичну реакцію при тиску, вищому за атмосферний, у міру того, як газоподібний реагент барботує вгору крізь суспензійний шар (70) для одержання щонайменше одного продукту. Продукти і будь-який газоподібний реагент, що не прореагував, відводять із посудини (12).

Description

Цей винахід стосується способу одержання щонайменше одного продукту із щонайменше одного газоподібного реагенту в суспензії.

У цілому бажано навчитися збільшувати продуктивність об'єму суспензійних реакторів з тим, щоб для досягнення потрібної продуктивності заводу можна було використовувати реактори меншого загального об'єму. Крім того, бажано підвищити загальну швидкість одержання продуктів в одному одиничному реакторі (тобто так звану потужність одного реактора), щоб для досягнення потрібної продуктивності заводу можна було використовувати менше число реакторів.

Розглянемо приклад добре відомого синтезу Фішера-Тропша в суспензійній барботажній колоні. Незалежно від того, чи працює такий реактор в однопрохідному режимі або з рециклом, швидкість одержання продукту в одному реакторі можна апроксимувати таким чином: ог Р, зно- ее р раз ) , (1) (9) де 5ВС є продуктивністю одного реактора, М становить загальну об'ємну швидкість газового потоку в реакторі (тобто за рахунок свіжої сировини плюс рецикл), Р»упдах - Парціальний тиск синтез-газу (реагенти синтезу) в загальній сировині, Т - абсолютна температура в градусах

Кельвіна, К - газова постійна і Хрег раєх - Конверсія синтез-газу за один прохід, виражена в мольних частках. далі наведене рівняння можна перетворити таким чином п зно - по ее | лов (ур раб5 ) , (2) де ця є приведеною швидкістю газу на вході і а - внутрішній діаметр реактора. З рівняння 2 випливає, що під час інженерного проектування є такі можливості для підвищення продуктивності одиничного реактора у вигляді суспензійної барботажної колони. - Збільшення конверсії синтез-газу за один прохід. Однак, у синтезі Фішера-Тропша вода (один з продуктів синтезу вуглеводнів) викликає дезактивацію каталізатора. Тому максимальну конверсію за один прохід зазвичай задають такою, щоб вона не перевищувала конверсію, закладену в конструкції реактора - суспензійній барботажній колоні синтезу Фішера-Тропша, з тим щоб обмежити парціальний тиск води і, таким чином, зберегти активність і термін служби каталізатора. Точна величина конверсії за один прохід залежить від типу каталізатора.

Зо - Збільшення парціального тиску синтез-газу в загальній подачі. Проте розробник обмежений у своїх можливостях щодо збільшення концентрації синтез-газу в загальній подачі, оскільки часто вона визначається конфігурацією всього газового контуру, лише частину якого складає суспензійна барботажна колона. Крім того, збільшення робочого тиску в реакторі є очевидним способом збільшення парціального тиску синтез-газу в сировині, але це коштує

З5 дорого як стосовно реактора, так і іншого заводського устаткування, що може ускладнити здійснення цього прийому. Підвищений тиск також призводить до вищого парціального тиску води за такої самої конверсії за один прохід, що може виявитися згубним для каталізатора. - Збільшення діаметра реактора: проте це істотно підвищить вартість конструкції реактора.

Крім того, великі реактори - суспензійні барботажні колони - вже виготовляють з розмірами, близькими до практичної межі для фабричної конструкції, транспорту від фабрики до заводу і складання. - Збільшення приведеної швидкості газу на вході: проте, як буде показано нижче, на попередньому рівні техніка були одержані дані, що застерігають від роботи суспензійних барботажних колон при високих приведених швидкостях на вході.

Таким чином, фахівці у пошуках способу збільшення потужності одиничного реактора - суспензійної барботажної колони - залишилися з обмеженими можливостями, найбільш важливими з точки зору підвищення стійкості каталізатора до води при підвищеній конверсії за один прохід або перспективи повної зміни конфігурації газового контуру і тиску для збільшення парціального тиску реагентів при подачі в реактор.

У опатенті ЕР 450860, Еххоп, стверджується, що оптимальна робота суспензійної барботажної колони досягається тоді, коли швидкість газу залишається досить високою і забезпечує повне псевдозрідження часток каталізатора. Збільшення швидкості газу вище за це значення призводить до небажаного підвищення ступеня зворотного перенесення, що викликає погіршення режиму потоку в реакторі і зменшення швидкості реакції. Показано, що з точки зору загальної продуктивності реактора оптимальна швидкість газу складає менше ніж 0,25 м/с. У цьому патенті також показано, що висока об'ємна швидкість реакції в реакторі не бажана, оскільки може легко настати виснаження реагентів на каталізаторі з причини дифузійних обмежень.

У патенті США 6914082, Сопосо, запропонована "багатофазна система реактора з перемішуванням газу, ефективна для забезпечення максимальної продуктивності реактора іабо мінімізації об'єму реактора". Іншими словами, був запропонований спосіб досягнення максимальної продуктивності одиниці об'єму реактора. При цьому було показано, що продуктивність одиниці об'єму реактора в одиницю часу підвищується зі збільшенням швидкості газу аж до пікового значення між 0,3 і 0,4 м/с, і при подальшому збільшенні швидкості газу продуктивність одиниці об'єму реактора в одиницю часу зменшується. Стверджується, що початкове збільшення об'ємної продуктивності реактора обумовлене поліпшенням масоперенесення, тоді як зменшення продуктивності обумовлене збільшенням затримки газу при збільшенні швидкості газу, тобто потрібна оптимальна швидкість газу, при якій продуктивність реактора буде максимальною.

У патентній заявці США Мо 2003/0109590А1 від ЕМІ і ІРР показано, що приведена швидкість газу в суспензійній барботажній колоні має бути краще меншою ніж 0,35 м/с, краще менше ніж 0,30 м/с, з тим щоб забезпечити перенесення газу в рідку фазу. Іншими словами, ця заявка припускає наявність істотних дифузійних обмежень при швидкостях газу вище приблизно 0,35 м/с.

У патенті ММО2005/107935, базо! Тесппоїоду (Ріу) а, розкрито, що в способі синтезу вуглеводнів можна досягти конверсії СО плюс Нео за один прохід вище ніж 60 95 при роботі в суспензійних реакторах з приведеними швидкостями газу на вході вищими за 0,35 м/с, в яких розширений суспензійний шар має співвідношення довжини до діаметра менше ніж 5. У конкретному прикладі, представленому в М/О2005/107935, було встановлено, що конверсії СО плюс Н», яка дорівнює 61 95, можна досягти при середній концентрації каталізатора 22 об. ор, розширеному шарі суспензії із зазначеним співвідношенням приблизно 4, тиску 24,7 бар і приведеній швидкості газу на вході 0,41 м/с.

Зо Таким чином, в патентній літературі видно чітку тенденцію проти високих приведених швидкостей газу на вході в промислову суспензійну барботажну колону, особливо при спробі підвищення продуктивності одиниці об'єму реактора. У багатьох роботах попереднього рівня техніки показано, що оптимальна приведена швидкість газу на вході складає приблизно 0,3- 0,4 м/с, тоді як інші автори радять працювати навіть при нижчих приведених швидкостях газу на вході. Більше того, жодна робота попереднього рівня техніки не піднімає тему збільшення виробничої потужності одиничного реактора серед суспензійних барботажних колон.

Трифазні суспензійні барботажні колони зазвичай включають каталізатор, суспендований в суспензійній рідині, який каталізує реакцію одного або декількох газоподібних реагентів, що подаються в реактор. Газоподібний реагент(и) треба перенести з газової фази в рідку фазу, де він контактує з каталізатором і перетворюється на один або декілька продуктів. З одного боку, коли швидкість масоперенесення газ-рідина досить висока, загальну швидкість реакції можна підвищити шляхом збільшення кількості або активності каталізатора. В цьому випадку говорять, що реакційна система працює в кінетичному режимі. З іншого боку, якщо швидкість масоперенесення газ-рідина занадто мала, збільшення кількості або активності каталізатора не призводить до значного підвищення швидкості утворення продуктів, і тоді говорять, що система працює в дифузійному режимі, тобто контролюється масоперенесенням. Часто промислові суспензійні барботажні реактори працюють в режимі, при якому важливі як кінетичні, так і дифузійні чинники. Способи конверсії газофазних реагентів у продукти в промислових суспензійних реакторах, такі як добре відомий синтез Фішера-Тропша, зазвичай працюють при високому тиску. Для збільшення продуктивності одного реактора у разі таких суспензійних реакторів шляхом комбінації високої приведеної швидкості газу на вході і високого тиску потрібно враховувати, серед інших, два чинники: (ї) затримку газу в реакторі і (і) або достатнє масоперенесення для підтримки конверсії реагентів у продукти.

На попередньому рівні техніки було мало відомо про затримки газу в результаті комбінації високої швидкості газу і високого тиску. Проте, це дозволило зрозуміти деякі важливі тенденції.

На попередньому рівні техніки багаторазово повідомлялося, що затримка газу збільшується при підвищенні швидкості газу (див., наприклад, Кгізппа еї аї., Торіс5 іп Саїаїувіб5, Мої. 26, Мов. 1-4, р.21 (2003) і Мапаи еї аІ., Спет. Епд. Тесппої. Мої. 28, Мо. 9, р.998 (2005)). Відомо також, що такі збільшені затримки можуть бути до деякої міри нейтралізовані більшим завантаженням твердих бо речовин. Кгізппа еї а. (2003) показали, що тверді речовини сприяють злиттю дрібних газових бульбашок з утворенням більших бульбашок. Швидкість підйому більших бульбашок вища, ніж малих бульбашок, що призводить до зменшення часу знаходження газу і затримки газу. Проте, цей механізм злипання має межу, після якої подальші добавки твердих речовин ефективно не зменшуватимуть затримку газу, оскільки кількість малих бульбашок стане малою. Відповідно до цього очікування Мапаш еї а. (2005) встановили, що при швидкостях газу вище 0,4 м/с затримка газу зменшується при збільшенні об'єму фракції твердих речовин у суспензії, що її дегазовано, вище за величину 0,2, після чого помітне зменшення затримки газу не виявлено. Цьому факту суперечить та обставина, що при швидкостях газу вищих за 0,4 м/с помітне збільшення затримки газу очікується при зменшенні концентрації твердих речовин або завантаження нижче об'ємної частки 0,2.

Так само як у наведених вище роботах попереднього рівня техніки, Ї чо еї аї. (Гцо еї аї.,

АІСПЕ дошгпаї, Мої. 45, Мо. 4, р. 665 (1999)) і Вейкізп еї а. (Венйкізп еї аІ., Спет. Епд. Удошгпаї, Мої. 115, р. 157 (2006)) встановили, що затримка газу збільшується із збільшенням швидкості газу, підвищенням тиску і зменшенням завантаження твердих речовин.

Тому фахівці дійшли висновку, що для досягнення високої продуктивності реактора при роботі суспензійної барботажної колони небажано застосовувати комбінацію високої швидкості газу, низького завантаження твердих речовин (нижче 20 95) і високого тиску з причини очікуваної надлишкової затримка газу й очевидного впливу низького завантаження каталізатора на кінетику реакції і, отже, продуктивність реактора. Надлишкова затримка газу також матиме негативні наслідки з точки зору (серед інших) відведення тепла з реактора і (якщо вона наявна) внутрішньої системи розподілу рідини і каталізатора. В особливих випадках дуже великих затримок газу безперервною фазою стає газ, а не суспензія, що призводить до режиму, перехідного від суспензійної барботажної колони до реактора з псевдозрідженим шаром газу, в якому суспендують або переносяться краплі суспензії.

Таким чином, у попередньому рівні техніки був зроблений висновок, що неможливо підвищити продуктивність одного реактора в суспензійній барботажній колоні шляхом збільшення швидкості газу вище певної величини. Очікується, що комбінація високої швидкості газу і високого робочого тиску призведе до надлишкових затримок газу, особливо при концентрації твердих речовин у суспензії нижче 20 об. 95 і навіть 14 об. 95 або нижче.

Зо Згідно з цим винаходом запропоновано спосіб одержання щонайменше одного продукту із щонайменше одного газоподібного реагенту, що включає подачу щонайменше одного вказаного газоподібного реагенту у вигляді газоподібної сировини або частини газоподібної сировини при приведеній швидкості газу на вході щонайменше 0,5 м/с у посудину з розширеним шаром суспензії з твердих часток каталізатора, суспендованих у суспензійній рідині, так що газоподібний реагент барботує вгору через суспензійний шар, в якому завантаження каталізатора складає менше 14 об. 95 дегазованої суспензії; каталітичну реакцію вказаного щонайменше одного газоподібного реагенту при тиску вищому за атмосферний при барботуванні газоподібного реагенту вгору через суспензійний шар з утворенням щонайменше одного вказаного продукту; і відведення з посудини щонайменше одного вказаного продукту і будь-якого газоподібного реагенту, що не прореагував.

У цьому описі термін "приведена швидкість газу на вході" означає загальну об'ємну швидкість потоку газоподібної сировини на вході, який складається з або включає вказаний щонайменше один газоподібний реагент при температурі шару суспензії і тиску, при яких газоподібна сировина надходить у посудину зазвичай на нижньому рівні дна шару суспензії, ділену на площу поперечного перерізу посудини за винятком тієї частини поперечного перерізу, яка може бути зайнята елементами посудини, наприклад, газорозподільником або охолоджувальними змійовиками. У разі застосування багатокомпонентної газоподібної сировини термін "загальна об'ємна швидкість газового потоку на вході" означає суму всіх газових потоків, що надходять у реактор, тобто суму всіх потоків свіжої газоподібної сировини і будь-яких можливих газоподібних потоків рециклу.

Продукт може містити один або декілька газоподібних компонентів. Таким чином, цей спосіб включає можливість виділення з шару суспензії газоподібного продукту та газоподібного реагенту, що не прореагував, у вигляді газоподібних компонентів у верхню частину над шаром суспензії. Відведення щонайменше одного вказаного продукту і будь-якого газоподібного реагенту зазвичай включає відведення газоподібних компонентів з верхньої частини посудини.

Продукт може містити один або декілька рідких продуктів. Суспензійна рідина шару суспензії може повністю або частково складатися з рідкого продукту. Відведення щонайменше одного 60 вказаного продукту і будь-якого газоподібного реагенту, що не прореагував, зазвичай включає потім відведення рідкої фази з шару суспензії, з тим щоб підтримати розширений суспензійний шар на потрібному рівні.

Цей спосіб може включати подачу в суспензійний шар більше ніж одного газоподібного реагенту. В одному варіанті здійснення цього винаходу подача газу включає щонайменше СО і

Не як газоподібні реагенти і, таким чином, газоподібну сировину подають у шар суспензії для одержання рідких і газоподібних вуглеводнів у присутності каталізатора синтезу вуглеводнів. Із газоподібних реагентів, що подаються в суспензійний шар, можуть також утворитися оксигенати. Таким чином, цей спосіб може бути способом синтезу вуглеводнів з перетворенням синтез-газу на рідкі і газоподібні продукти, які включають продукти, типові для синтезу Фішера-

Тропша, такі як вуглеводні Сз'- і оксигенати, наприклад, етанол. В одному варіанті здійснення цього винаходу спосіб є способом синтезу вуглеводнів Фішера-Тропша з перетворенням синтез- газу на вуглеводні.

Цей спосіб може включати обмеження конверсії за один прохід для щонайменше одного вказаного реагенту, наприклад, до величини меншої за 85 мол. 95. У разі, коли каталізатор є каталізатором синтезу вуглеводнів і газоподібна сировина включає СО і Н», наприклад, газоподібна сировина є синтез-газом, конверсія СОжНо за один прохід може бути обмежена величиною приблизно 35-85 мол. 96. Причина цього обмеження полягає в тому, що висока концентрація води (вода утворюється під час синтезу вуглеводнів) згубна для каталізатора.

Точне значення цієї межі конверсії визначається параметрами каталізатора і його стійкістю до води, але зазвичай, коли каталізатор має прийнятну активність, селективність і термін служби, процес синтезу вуглеводнів забезпечує найбільш високу конверсію за один прохід. Відомо, що кобальтові каталізатори високостійкі до водяної пари і зазвичай працюють на верхній межі вказаного інтервалу, тоді як залізні каталізатори менш стійкі до води і зазвичай працюють на нижній межі вказаного інтервалу. Як видно з рівняння 2 і супровідного обговорення, ця межа конверсії за один прохід відіграє вирішальну роль у визначенні продуктивності одиничного реактора незалежно від активності каталізатора. Тому малоактивний каталізатор з високою стійкістю до води може виявитися не здатним підтримати високу швидкість одержання продуктів в одиниці об'єму, але в принципі забезпечить високу продуктивність одиничного реактора за рахунок збільшення висоти реактора; отже, для досягнення бажаної загальної виробничої

Зо потужності заводу буде потрібно невелике число високих реакторів. З іншого боку, високоактивний каталізатор з низькою стійкістю до води може зберігати дуже високу швидкість одержання продуктів в одиниці об'єму, але не забезпечує дуже високу продуктивність одиничного реактора, оскільки збільшення висоти реактора призведе до надлишкової конверсії, що руйнуватиме каталізатор. Отже, для досягнення бажаної загальної виробничої потужності заводу буде потрібно велике число невисоких реакторів, що також є небажаною ситуацією.

Незважаючи на ці обмеження, було несподівано виявлено, що цей винахід може забезпечити високу продуктивність одиничного реактора при конверсії сингазу за один прохід менше ніж 85 95, навіть більш дивно при конверсії сингазу менше ніж 60 мол. 95, навіть більш дивно при конверсії сингазу менше ніж 50 мол. 95 і найбільш дивно при конверсії сингазу навіть менше ніж приблизно 40 мол. 95. Це досягається шляхом збільшення приведеної швидкості газу на вході щонайменше до 0,5 м/с, краще щонайменше 0,6 м/с, навіть краще щонайменше 0,7 м/с, найкраще щонайменше 0,85 м/с, тобто таких високих приведених швидкостей газу на вході, які раніше вважали неефективними для збільшення продуктивності одного реактора і неефективними у зниженні впливу низького завантаження каталізатора на продуктивність одиничного реактора з причини надлишкової затримки газу.

Як правило, приведена швидкість газу на вході складає менше ніж 1,1 м/с або навіть менше ніж 1,2 м/с; зазвичай не очікуються значення приведеної швидкості газу на вході вище ніж 1,5 м/с.

Цей спосіб може включати подачу потоку газу рециклу, що містить газоподібні реагенти, що не прореагували, з верхнього простору реактора в суспензійний шар. Часто потік рециклу об'єднують з потоком свіжого синтез-газу з утворенням одного загального потоку сировини в реактор, тобто вказаної газоподібної сировини. Важливо, що газоподібні реагенти і будь-який газ рециклу і будь-який газоподібний продукт сприяють збереженню часточок твердого каталізатора в суспензії з суспензійною рідиною.

Завантаження каталізатора може складати менше ніж 12 об.95 дегазованої суспензії, можливо навіть менше ніж 10 об. 95 дегазованої суспензії. Проте, завантаження каталізатора може складати щонайменше 2 об. 95 дегазованої суспензії.

Тиск над шаром суспензії може складати щонайменше 10 бар, краще щонайменше 20 бар, краще щонайменше 25 бар. Тиск над шаром суспензії може доходити до 60 бар.

Розширений суспензійний шар може бути заввишки менше ніж приблизно 40 м, краще між приблизно 30 м і приблизно 40 м, наприклад, близько 38 м. Зазвичай суспензійний шар має діаметр щонайменше б м. Таким чином, в одному варіанті здійснення винаходу розширений суспензійний шар має висоту менше ніж 40 м і діаметр щонайменше 6 м.

Зазвичай спосіб синтезу вуглеводнів є одностадійним, тобто включає проведення щонайменше однієї багатопрохідної стадії синтезу вуглеводнів, за якою не слідує або якій не передує інша стадія синтезу вуглеводнів, хоча спосіб може також включати багато паралельних багатопрохідних стадій синтезу вуглеводнів. Таким чином, зважаючи на обмежену конверсію реагентів за один прохід, потік газу рециклу зазвичай бере участь у синтезі вуглеводнів і зазвичай його подають у суспензійний шар при об'ємному співвідношенні потоку газу рециклу і газоподібної сировини щонайменше 0,4.

У способі синтезу вуглеводнів каталізатор може бути каталізатором Фішера-Тропша, що містить кобальт або залізо. Кобальтовмісні каталізатори зазвичай готують на носії. Відповідні носії включають тугоплавкі неорганічні оксиди, такі як оксид алюмінію, оксид кремнію, оксид титану, оксид цирконію й інші оксиди, відомі фахівцям. Каталізатори, приготовані на модифікованих носіях, такі як розкриті в патентах США 6262132, США 6638889 і США 6117814, особливо придатні для роботи в суспензійних барботажних колонах за способом цього винаходу. Часточки каталізатора можуть мати розмір у потрібному інтервалі, наприклад, у ньому будуть відсутні часточки більші ніж 300 мікрон, а вміст часточок розміром менше ніж 22 мікрон буде менший за 5 мас. 95.

Зазвичай у способі синтезу вуглеводнів молярне співвідношення Нг/СО в газоподібній сировині є важливим параметром, який може варіюватися від приблизно 0,5 до 2,5. Відомо, що підвищене співвідношення Нг/СО дає ту перевагу, що збільшується термін служби каталізатора, тоді як за зниженого співвідношення Нг/СО покращується селективність утворення продукту.

Тому співвідношення Нг/СО в газоподібній сировині вибирають шляхом оптимізації процесу, і воно залежить від характеристик каталізатора, необхідної селективності утворення продукту і тому подібне. У кращих варіантах синтез вуглеводнів проводять при молярному співвідношенні

Н»УСО не вище ніж 2. Іншими словами, СО присутній в надлишку проти стехіометрії, необхідної для синтезу вуглеводнів.

Слід підкреслити, що газоподібна сировина зазвичай містить інертні гази і гази-розчинники, такі як М», особливо коли газоподібна сировина є синтез-газом. Іншим газом, присутнім у газоподібній сировині, є СО», який для усіх практичних цілей можна вважати інертним газом. Як відомо фахівцям, хоча ці інертні або розбавляючі гази не бажані, іноді вони неминуче присутні, оскільки спроби обійтися без цих газів або видалити їх не економічні. В інших випадках, наприклад, коли синтез-газ отримують газифікацією вугілля, сировина містить істотну кількість

Со», і часто буває бажано частково або повністю видалити СО»? зі свіжої сировини.

Цей спосіб може включати охолодження газоподібних компонентів із верхньої частини реактора для конденсації рідкого продукту, наприклад, рідких вуглеводнів і води, що утворюється в реакції, відділення рідкого продукту від газів з утворенням хвостового газу і повернення щонайменше частини хвостового газу в суспензійний шар у вигляді потоку газу рециклу.

Для одержання низькокиплячого продукту посудину з суспензією можна витримувати при підвищеному тиску і температурі реакцій синтезу Фішера-Тропша, наприклад, при заздалегідь заданому або вибраному робочому тиску в інтервалі 10-50 бар і заздалегідь заданій або вибраній температурі в інтервалі 160 "С-280 "С або навіть вище. Зазвичай синтез вуглеводнів

Фішера-Тропша проводять у температурному інтервалі 200 "С-260 "С.

Часточки каталізатора підтримують у зваженому стані в суспензійному шарі за рахунок турбулентності, що створюється рухом газоподібної сировини (наприклад, свіжого синтез-газу і необов'язково газу рециклу), що проходить крізь суспензійний шар, тобто барботуванню крізь суспензійний шар. Тому для підтримки суспензійного шару в турбулентному або псевдозрідженому стані достатньо приведеної швидкості газу на вході щонайменше 0,5 м/с.

Цей спосіб може включати рецикл рідкої фази крізь суспензійний шар. Зокрема спосіб дає можливість перетікання суспензії з високого рівня шару суспензії на нижчий рівень з використанням пристроїв для перерозподілу або речовин, які сприяють перерозподілу тепла, рідкої фази і часточок каталізатора в шарі суспензії.

У цьому описі термін "способи перерозподілу суспензії" або "речовини, що сприяють перерозподілу" відносять до фізичної апаратури, використовуваної для вертикального перерозподілу суспензії і часточок каталізатора в реакційній посудині, і не відносять до перерозподілу суспензії і часточок каталізатора при проходженні газу вгору крізь суспензійний шар. Таким чином, пристрої для перерозподілу суспензії можуть включати перепускні або відвідні трубки або пристрої для механічного перерозподілу, такі як трубки, насоси і фільтри.

У разі, коли пристрої для перерозподілу суспензії включають перепускні трубки, їх можна розташовувати на першій опускній ділянці і другій опускній ділянці, причому другу опускну ділянку розташовують вертикально відносно першої опускної ділянки.

Таким чином, перепускні або відвідні трубки можна розташовувати в суспензійному шарі на різних рівнях по вертикалі. Другу опускну ділянку можна розташувати вище за першу опускну ділянку і, якщо потрібно, помістити наступні опускні ділянки, кожен з яких складається щонайменше з однієї перепускної трубки, вище за другу спускову ділянку, причому третя і будь- яка наступна опускні ділянки розташовують вертикально одна відносно іншої.

В одному варіанті здійснення цього винаходу друга опускна ділянка перекриває першу опускну ділянку. Іншими словами, нижні кінці перепускних трубок у другій опускній ділянці можуть перекривати верхні кінці перепускних трубок у першій опускній ділянці. Проте, в іншому варіанті здійснення винаходу друга опускна ділянка може бути розташована без перекривання з першою опускною ділянкою. Іншими словами, нижні кінці перепускних трубок у другій опускній ділянці можуть розміщатися з вертикальним проміжком з верхніми кінцями перепускних трубок першої опускної ділянки.

Перепускні трубки в другій опускній ділянці можуть бути розташовані ступінчасто відносно перепускних трубок першої опускної ділянки, якщо подивитися на реактор або посудину в розрізі. ІНШИМИ словами, бажано, щоб нижні кінці перепускних трубок в другій опускній ділянці не пропускали суспензію прямо над верхніми кінцями перепускних трубок першої опускної ділянки

Кожна перепускна трубка може складатися з нижньої транспортної секції та верхньої секції вивільнення або відкачування більшого поперечного перерізу, ніж у транспортній секції. Бажано, щоб ці секції мали круглий переріз і були циліндричної форми, а секції відкачування і транспорту були пов'язані сполучним компонентом з розвальцьовуванням труби догори. Проте, за необхідності, секція відкачування може мати іншу відповідну форму, наприклад, форму каналу з перерізом прямокутної або трикутної форми, що визначається доступним простором усередині реакційної посудини.

Зо Тоді як кожна перепускна трубка зазвичай знаходиться повністю в суспензійному шарі, тобто усередині реакційної посудини, і секція відкачування зазвичай витягнута уздовж однієї осі з транспортною секцією, транспортна секція і необов'язково частина секції відкачування можуть, навпаки, знаходитися поза реакційною посудиною, проте тоді нижній кінець випуску з транспортної секції і щонайменше верхній кінець введення в секцію відкачування знаходитимуться усередині реакційної посудини в суспензійному шарі або в зоні шару суспензії.

За бажання транспортну секцію і секцію відкачування можна охолоджувати за допомогою непрямих охолоджувальних засобів, наприклад, труб, крізь які пропускають воду з бойлера.

Цей спосіб може включати проведення стадії синтезу вуглеводнів так, щоб суспензійний шар становив гетерогенний або емульсійний потік і містив розбавлену фазу, що складається з великих бульбашок газоподібних реагентів, що швидко піднімаються, і, можливо, газоподібного продукту, які проходять крізь розширений суспензійний шар у поршневому режимі, і щільну фазу, що містить рідку фазу, тобто рідкий продукт, тверді часточки каталізатора і захоплені дрібніші бульбашки газоподібних реагентів і, можливо, газоподібного продукту.

Газоподібна сировина може бути будь-яким синтез-газом, одержаним із будь-якого джерела, наприклад, синтез-газ, одержаний із вугілля або природного газу.

Співвідношення потоку газу рециклу і газоподібної сировини може бути в інтервалі з нижньою межею 0,4, як показано вище, і верхньою межею приблизно 1,5. Проте нижня межа може бути більшою - приблизно 0,5 або навіть приблизно 0,6. Верхня межа може бути нижчою - приблизно 1,3 або навіть усього приблизно 1.

Далі винахід описаний і проілюстрований детальніше з посиланням на експерименти і супровідні діаграми.

На малюнках

На фігурі 1 показана залежність передбаченого збільшення затримки газу з кореляцією за

Вепківп (2006) від швидкості газу для суміші парафінів, що містить 2 об. 95 твердих речовин, при тиску в колоні 11 бар;

На фігурі 2 показана залежність передбаченого збільшення затримки газу з кореляцією за

Вепкіхп (2006) від швидкості газу для суміші парафінів, що містить 10 об. 95 твердих речовин, при тиску в колоні 11 бар;

На фігурі З показана залежність передбаченого збільшення затримки газу з кореляцією за

Кгізппа і 5іє (Кгізппа апа 5іє, Ешеї! Ргосеззіпд Тесппоїіоду, Мої. 64, р. 73 (2000)) від швидкості газу для суміші парафінів, що містить 10 об. 95 твердих речовин, при тиску в колоні 11 бар;

На фігурі 4 показана залежність передбаченого збільшення затримки газу з кореляцією за

Кгізппа і Зіє Кгізппа (2000) від швидкості газу для суміші парафінів, що містить 20 об. 95 твердих речовин, при тиску в колоні 11 бар;

На фігурі 5 показана залежність затримки газу від швидкості газу і тиску за відсутності твердих часточок;

На фігурі 6 показана залежність затримки газу від швидкості газу і тиску за присутності 2 об. 95 твердих речовин;

На фігурі 7 показана залежність затримки газу від швидкості газу і тиску за присутності 10 об. 95 твердих речовин;

На фігурі 8 показана залежність затримки газу від швидкості газу і тиску за присутності 20 об. 95 твердих речовин;

На фігурі 9 наведено коефіцієнти масоперенесення, одержані в цьому дослідженні, при різних швидкостях газу і вмісті твердих речовин; і

На фігурі 10 показаний подовжній переріз установки для одержання щонайменше одного продукту щонайменше із одного газоподібного реагенту в суспензійному шарі.

Дослід 1

Вимірювання затримки газу

Затримку газу визначали на холодній модельній експериментальній установці, що включає суспензійну барботажну колону високого тиску з внутрішнім діаметром 15 см Її загальною висотою 412 см По всій висоті реактора було встановлено десять оглядових стекол для візуального спостереження за потоком усередині колони. Стиснене повітря надходило з дна колони через напірну камеру і розподільну тарілку з 84 отворами діаметром 0,6 см кожен. Для регулювання тиску на необхідному рівні на виході газу з колони був установлений регулювальник зворотного тиску. Вимірювання проводили в основному при кімнатній температурі приблизно 15 "С. Загальну затримку газу визначали за ступенем розширення шару при барботуванні повітря крізь шар, тобто розраховували як різницю між висотою шару в

Зо умовах потоку і висотою статичного шару до подачі повітря.

Щільність повітря в переважаючих умовах холодних модельних дослідів (температура 15 "С, тиск в інтервалі 1-11 бар) порівняли з щільністю синтез-газу в типових умовах синтезу

Фішера-Тропша (температура від 200 С до 230 "С, тиск 20-40 бар) в таблиці 1. Інтервал значень щільності газу, використовуваний при вивченні в холодних моделях, охоплює щільність 35 газу в синтезі Фішера-Тропша в широкому інтервалі робочих умов, що припускає еквівалентність поточних вимірювань і затримок газу, які спостерігалися би в типових промислових суспензійних барботажних колонах Фішера-Тропша.

Таблиця 1

Щільність газу в кг м синтез-газу і повітря

Типова Типова 2.

Тиск синтез-газ щільність щільність . Щільність

Тиск повітря Р (бар) повітря? (бар) синтез-газуг | синтез- газу при 152С при 2007 при 2307 720. | 66 | 62 | | 1 її 12 725 | 82 | 77 | | (ЩДщ(М2г./ 11724 | 899 | 93 | | ЩщБ г | 6 85 2 Щ | 175 | 708 | | щ/(Б8В' Юю 1 98 74073 | 7123 | | 77777171717171711111111171134 а Передбачуваний склад синтез-газу: 60 95 Не, 30 95 СО, 6 95 СО? і 4 95 СНа р Передбачуваний склад повітря: 79 95 М», 21 У6 О2

Як рідину в дослідах використовували суміш парафінів Сі» і Сіз, яка при кімнатній температурі адекватно наближається за фізичними властивостями до рідкої фази в суспензійному реакторі Фішера-Тропша за робочих умов 200-230 "С. Тверду фазу представляли часточки оксиду алюмінію розміром 50-150 мкм з істинною (скелетною) щільністю

3420 кг/м3 і щільністю часток 1721 кг/м3, який є типовим носієм для суспензійних каталізаторів

Фішера-Тропша.

Визначення затримки газу проводили в широкому інтервалі швидкості газу, тиску в колоні та вмісту твердих речовин у суспензії. Швидкість газу визначали шляхом ділення об'ємної швидкості потоку при переважаючій температурі та тиску на площу поперечного перерізу колони.

Суспензійні барботажні колони, як і колони, що їх застосовують у синтезі Фішера-Тропша, зазвичай працюють у режимі емульсійного потоку. Зі збільшенням затримки газу настає момент, коли безперервною фазою стає газ, а не суспензія, і відбувається перехід від режиму суспензійної барботажної колони до режиму реактора з псевдозрідженим газом, в якому суспендують або переносяться краплі суспензії. 5іеупрегуд еї аї. (їеупрегу еї аї., зіщаїев іп

Зипасе 5сієпсе апа Саїа|узів Мої. 152, Спарієг 2 (2004)) показали, що затримка газу на початку цього фазового переходу складає приблизно 0,65-0,7. Також повідомлялося, що при затримці газу приблизно 0,8-0,9 відбувається трансформація в реактор з рушійним шаром, де рідина виштовхується газом з реактора.

Були проведені кореляції між затримками газу в барботажних колонах, що прогнозуються на попередньому рівні техніки, при швидкостях газу менше ніж 0,4 м/с. Використання таких кореляцій в умовах великої швидкості газу, високого тиску і низької концентрації твердих речовин дозволяє прогнозувати надлишкову затримку газу. Наприклад, на фігурах 1 і 2 проведено порівняння кореляції затримки газу за ВепКізп (2006) для системи повітря / суміш парафінів / часточки оксиду алюмінію (2 і 10 об. 95 часточок у рідині відповідно і загальний тиск у колоні до 11 бар) і результатами цього дослідження. Кореляція прогнозує надлишкові затримки газу більше 0,8, коли швидкість газу перевищує 0,6 м/с (фігура 1). Екстраполяція приводить до величин затримки газу більше одиниці при швидкостях газу, що наближаються до 1 м/с, що перевершує фізичну межу. Аналогічні завищені значення затримки газу прогнозуються також для вищих завантажень твердих речовин (фігура 2).

На фігурах З і 4 проведено порівняння кореляції затримки газу за Кгізппа і біе (2000) для системи повітря / суміш парафінів / часточки оксиду алюмінію (10 і 20 об. 95 часточок у рідині відповідно і загальний тиск у колоні до 11 бар) з даними цього дослідження. Ця кореляція була

Зо навіть гірша, оскільки фізична межа затримки газу, що дорівнює одиниці, вже була перевищена при швидкості газу приблизно 0,6 м/с. Очевидно, що реальна затримка газу, експериментально визначена в цих умовах, істотно нижча і знаходиться в інтервалі значень, що відповідають роботі суспензійного барботажного колонного реактора.

Тому на основі прогнозів кореляцій попереднього рівня техніки фахівець має право очікувати, що в суспензійній барботажній колоні в умовах високої швидкості газу, високого тиску і низької концентрації твердих речовин станеться фазова інверсія або навіть перехід до рухомого шару.

У ході цього дослідження були визначені затримки газу до 1 м/с у широкому інтервалі тиску (1-11 бар повітря, що еквівалентно тиску синтез-газу понад 40 бар у синтезі Фішера-Тропша) і широкому інтервалі концентрації твердих речовин (0-20 об. 95). Дані, представлені на фігурах 5- 8, показують, що затримка газу рідко перевищує 0,65 навіть в екстремальних умовах високого тиску і рідині, що не містить твердих речовин. Ці величини затримок газу не лише знаходяться в інтервалі, що відповідає режиму емульсійного потоку (згідно з Зіеупрегу (2004)), а й у ході будь- яких дослідів не виявлено жодних змін гідродинамічного режиму.

Дослід 2

Визначення масоперенесення

Масоперенесення вимірювали на холодній модельній експериментальній установці, що включає суспензійну барботажну колону з внутрішнім діаметром 14 см, яка працює при атмосферному тиску. Як рідину в цих дослідах використовували суміш парафінів Сг» і Сіз, які за кімнатної температури адекватно наближаються за фізичними властивостями до рідкої фази в суспензійному реакторі Фіишера-Тропша за робочих умов 200С - 230"С. Тверду фазу представляли часточки оксиду алюмінію, який є типовим носієм для суспензійних каталізаторів

Фішера-Тропша. Масоперенесення вимірювали в широкому інтервалі швидкостей газу при різних концентраціях твердих речовин. Швидкість газу визначають як об'ємну швидкість потоку газу при типовій температурі і тиску, розділену на площу поперечного перерізу колони. Потрібно було встановити потік чистого азоту за певної швидкості газу через колону протягом часу, достатнього, щоб увесь кисень був десорбований з рідкої фази. Потім у конкретний момент (визначений як "час нуль", 1-0) потік азоту замінили на потік повітря з такою самою швидкістю.

Потім за допомогою двох кисневих датчиків, розміщених у визначених місцях усередині колони, бо вимірювали поглинання кисню рідиною. Ці дані були використані для розрахунку коефіцієнта масоперенесення для цієї швидкості газу і цієї концентрації твердих речовин. Результати цього дослідження наведено на фігурі 9. Видно, що зменшення завантаження твердих речовин від 30 до 20 об. 95 привело до дуже малого збільшення коефіцієнта масоперенесення, але подальше зменшення концентрації твердих речовин від 20 об. 95 до 0 привело до помітного збільшення коефіцієнта масоперенесення.

Результати використання холодної моделі показують, що комбінація високої швидкості газу і низької концентрації твердих речовин несподівано привела до прийнятних затримок газу навіть при високих тисках. У цих умовах одержані також дуже високі коефіцієнти масоперенесення. Це приводить до високої продуктивності одного реактора і високої швидкості реакції на одиницю об'єму.

Щоб повніше використовувати переваги цього винаходу, ідеально працювати в умовах, які сприяють швидкій кінетиці реакції. Це можливо в разі використання високоактивного каталізатора або при роботі за високих температур і тисках, які сприяють високим швидкостям реакції.

На фігурі 10 номер 10 зазвичай означає установку синтезу вуглеводнів Фішера-Тропша.

Установка 10 включає вертикальний циліндричний суспензійний реактор синтезу Фішера-

Тропша або барботажну колону 12 з придонним введенням газоподібних реагентів 14, який веде до газорозподільника (не показаний) усередині реактора 12 і випуску газоподібних компонентів 16, що йде з верхньої частини реактора 12. Випуск рідкофазового продукту 18 веде з реактора 12 на будь-якому зручному рівні.

Реактор 12 включає першу опускну ділянку, що зазвичай позначається номером 20. Опускна ділянка 20 включає перепускну трубку, що зазвичай позначається номером 22. Перепускна трубка 22 містить циліндричну транспортну секцію 24 порівняно малого діаметра, розвальцований назовні з'єднувальний елемент 26 на верхньому кінці транспортної секції 24 і секцію відкачування 28 більшого діаметра, нижній кінець якої сполучений зі з'єднувальним елементом 26. Таким чином, через верхній кінець секції відкачування 28 здійснюють введення суспензії 40, тоді як нижній кінець транспортної секції 24 є місцем відведення суспензії 42. На опускній ділянці 20 знаходяться охолоджувальні трубки 29.

Реактор 12 також містить другу опускну ділянку, що зазвичай позначається номером 30.

Зо Опускна ділянка 30 включає перепускну трубку, що зазвичай позначається номером 32.

Перепускна трубка 32 також включає транспортну секцію 34 порівняно невеликого діаметра, розвальцований назовні з'єднувальний елемент 36 на верхньому кінці транспортної секції 34 і секцію відкачування 38 порівняно великого діаметра на верхньому кінці транспортної секції 34.

Таким чином, нижній кінець секції відкачування 38 сполучений зі з'єднувальним елементом 36.

Верхній кінець секції відкачування 38 призначений для введення суспензії, тоді як через нижній кінець транспортної секції 34 відводять суспензію. На опускній ділянці 30 знаходяться охолоджувальні трубки 39.

Нижній кінець перепускної трубки 32 відстоїть з вертикальним проміжком від верхнього кінця перепускної трубки 22. При цьому перепускна трубка 32 не співвісна з перепускною трубкою 22.

Іншими словами, перепускна трубка 32 утворює уступ з перепускною трубкою 22, якщо подивитися на реактор 12 у розрізі.

Установка 10 також включає установку розподілу 54, пов'язану потоком з відведенням газоподібних компонентів 16, і компресор 56, який пов'язаний потоком з установкою розподілу 54. Лінія потоку газу рециклу 58 веде від компресора 56 для об'єднання з лінією подачі сировини 59, що веде до впускання сировини 14. Лінія рідкого продукту 60 веде від установки розподілу 54, а лінія хвостового газу 62 встановлює потоковий зв'язок між установкою розподілу 54 і компресором 56. Лінія відведення хвостового газу 64 відходить від лінії газу рециклу 58 і далі лінія рідкого продукту 61 веде від точки виведення рідкофазного продукту 18.

На практиці реактор 12 має зону суспензійного шару, що включає суспензійний шар 70, який містить приблизно 10-14 об.95 часточок нанесеного кобальтового каталізатора синтезу вуглеводнів, суспендованих у рідкофазному продукті. Суспензійний шар 70 має верхню поверхню 72 на звичайному рівні вище за другу опускну ділянку 30, в якому над шаром суспензії 70 знаходиться верхня частина реактора 74.

На практиці сировина з газоподібних реагентів або свіжий синтез-газ, що містить, в основному, монооксид вуглецю і водень як газоподібні реагенти, подають на дно реактора 12 по лінії подачі сировини 59 і через ввід газоподібних реагентів 14, причому газ зазвичай рівномірно розподіляється через розсікач або плиту з отворам (не показані) усередині реактора 12.

Одночасно потік газу рециклу (зазвичай охолоджений), що містить зазвичай водень, монооксид вуглецю, метан і діоксид вуглецю, повертають у реактор 12 по лінії потоку газу рециклу 58.

Газоподібні реагенти, що містять свіжий синтез-газ і газ рециклу, проходять вгору через суспензійний шар 70. У міру того, як синтез-газ барботує через суспензійний шар 70, газоподібні реагенти вступають у каталітичну реакцію з утворенням рідкого продукту, який утворює частину шару суспензії 70. Час від часу або неперервно рідку фазу, що містить рідкий продукт, відбирають через випуск рідкофазного продукту 18 і по лінії рідкого продукту 61, причому часточки каталізатора відділяють від рідкого продукту у відповідній внутрішній або зовнішній системі розподілу, наприклад, за допомогою фільтрів (не показані). Якщо система розподілу знаходиться поза реактором, то пропонується додаткова система (не показана) для повернення відокремлених часточок каталізатора в реактор.

Сировина з газоподібних реагентів (свіжий синтез-газ) і газ рециклу подають на дно реактора 12 з швидкістю, достатньою для перемішування і суспендування всіх часточок каталізатора в системі без їх осідання. Швидкість газового потоку підбирають залежно від концентрації суспензії, щільності каталізатора, щільності середовища для суспендування і в'язкості, а також розміру використовуваних часточок. Проте, згідно з цим винаходом, швидкість газового потоку підбирають так, щоб газ проходив вгору крізь суспензійний шар 70 при приведеній швидкості газу на вході щонайменше 0,5 м/с в придонній ділянці реактора 12, де газ потрапляє в суспензійний шар 70.

Частина суспензії безперервно проходить вниз через перепускні трубки 32 і 22, з тим щоб часточки каталізатора рівномірно перерозподілялися в суспензійному шарі 70 і також було забезпечено рівномірний розподіл тепла по суспензійному шару 70.

Реактор 12 працює таким чином, що суспензійний шар 70 знаходиться в режимі гетерогенного або емульсійного потоку і містить розбавлену фазу, що складається з більших бульбашок газоподібних реагентів і газоподібного продукту, що швидко піднімаються, які проходять крізь суспензійний шар 70 строго в поршневому режимі, і щільну фазу, яка містить рідкий продукт, часточки твердого каталізатора і захоплені дрібніші бульбашки газоподібних реагентів і газоподібного продукту, які піддаються зворотному перемішуванню.

Бойлерна вода як середовище непрямого теплообміну або теплопереннесення циркулює через охолоджувальні трубки 29 і 39. Тепло переноситься від суспензійного шару 70 до бойлерної води з утворенням суміші водяної пари і води.

Зо Фракцію легких вуглеводнів типу С19 і нижче відводять з реактора 12 через випуск газоподібних компонентів 16 і спрямовують в установку розподілу 54. Зазвичай установка розподілу 54 включає ряд холодильників і паро-рідкісний сепаратор, а також може необов'язково включати додаткові холодильники і сепаратори і, ймовірно, також установку холодного розподілу для відділення рідкофазних легких вуглеводнів, води і необов'язково діоксиду вуглецю від інших газоподібних компонентів. Можна використовувати іншу технологію розподілу, таку як мембранні установки, адсорбційні установки з перемиканням тиску і/або установки для селективного видалення діоксиду вуглецю і метану. Відділенії гази, що містять водень, монооксид вуглецю й інші гази, компримують і повертають за допомогою компресора 56 з утворенням потоку газу рециклу в лінії потоку газу рециклу 58. Потік хвостового газу відводять за допомогою лінії хвостового газу 64, щоб уникнути накопичення інертних газів у реакторі 12.

Сконденсовані рідкі вуглеводні і воду реакції відводять з установки розподілу 54 по лінії потоку 60 для подальшої обробки.

У кращому варіанті здійснення цього винаходу потік газу рециклу 58 подають у суспензійний шар 70 по лінії потоку газу рециклу 58 і через впуск 14 при об'ємному співвідношенні потоку газу рециклу в лінії 58 і потоку газоподібних реагентів, що надходять по лінії подачі газоподібних реагентів 59, щонайменше 0,4. Таким чином, у способі 10 використана стадія багатопрохідного синтезу вуглеводнів, описана для реактора 12, при порівняно великому коефіцієнті рециркуляції.

Реакційну посудину 12 зазвичай підтримують при робочому тиску між приблизно 10 барі приблизно 50 бар, більш типово між приблизно 20 бар і приблизно 30 бар, і робочій температурі 160"С - 280 С, зазвичай приблизно 2007 - 260 "С, наприклад, 200 - 230 С. Вибір робочих значень тиску і температури залежить від природи і розподілу необхідних газоподібних і рідких продуктів і типу каталізатора. Природно, реакційну посудину 12 пропонують також забезпечувати відповідними пристроями для регулювання температури, такими як охолоджувальні трубки 29, 39, для регулювання температури реакції, а також відповідними пристроями для регулювання тиску, такими як один або декілька вентилів регулювання тиску (не показані).

У реакційній посудині 12, під час проходження синтез-газу через суспензійний шар 70, монооксид вуглецю і водень вступають у реакцію з утворенням набору продуктів за відомими бо реакціями Фішера-Тропша. Деякі з цих продуктів є газоподібними в робочих умовах реактора 12,

як показано вище, і їх відводять у вигляді газоподібних компонентів через випуск газоподібних компонентів 16, як також показано вище. У робочих умовах реактора 12 деякі з одержаних продуктів, наприклад, віск, є рідкими і слугують суспензійним середовищем для часточок каталізаторів, як також розглянуто вище.

Незважаючи на упередження, що склалося на попередньому рівні техніки, було несподівано встановлено, що робота суспензійного барботажного колонного реактора при комбінації високої приведеної швидкості газу на вході, високого тиску і низької концентрації твердих часточок у суспензії не приводить до надлишкової затримки газу. Це дає можливість конструювати суспензійні реактори з підвищеною продуктивністю одиничного реактора в порівнянні з можливою раніше, оскільки низька концентрація твердих часточок у суспензії сприяє високим коефіцієнтам масоперенесення, які бажані для підтримки високої швидкості конверсії реагентів.

Claims (9)

ФОРМУЛА ВИНАХОДУ

1. Спосіб одержання щонайменше одного продукту із щонайменше одного газоподібного реагенту, що включає: подачу вказаного щонайменше одного газоподібного реагенту як газоподібної сировини або частини газоподібної сировини при приведеній швидкості газу на вході щонайменше 0,5 м/с у посудину, що містить розширений суспензійний шар твердих часточок каталізатора, суспендованих у суспензійній рідині, так що газоподібний реагент може барботувати вгору крізь суспензійний шар, причому суспензійний шар містить завантаження каталізатора менше ніж 14 об. 95 дегазованої суспензії; каталітичну реакцію вказаного щонайменше одного газоподібного реагенту при тиску, вищому за атмосферний, в той час як бульбашки газоподібного реагенту барботують вгору крізь суспензійний шар з утворенням вказаного щонайменше одного продукту; і відведення вказаного щонайменше одного продукту і будь-якого газоподібного реагенту, що не прореагував, із посудини.

2. Спосіб за п. 1, в якому газоподібна сировина містить щонайменше СО і Н»е як газоподібні реагенти, і в якому газоподібну сировину подають у суспензійний шар для одержання рідких і Зо газоподібних вуглеводнів, причому каталізатор є каталізатором синтезу вуглеводнів.

3. Спосіб за п. 1 або п. 2, в якому приведена швидкість газу на вході складає щонайменше 0,6 м/с.

4. Спосіб за п. 3, в якому приведена швидкість газу на вході складає щонайменше 0,7 м/с.

5. Спосіб за будь-яким із пп. 1-4 в якому приведена швидкість газу на вході складає щонайменше 0,85 м/с.

6. Спосіб за будь-яким із пп. 1-5, в якому конверсія сингазу за один прохід складає менше ніж 85

МОЛ. о.

7. Спосіб за будь-яким із пп. 1-6, в якому завантаження каталізатора складає менше ніж 12 об. 95 дегазованої суспензії.

8. Спосіб за п. 7, в якому завантаження каталізатора складає менше ніж 10 об. 95 дегазованої суспензії.

9. Спосіб за будь-яким із пп. 1-8, в якому розширений суспензійний шар має висоту менше ніж 40 м і діаметр щонайменше 6 м.

2 аб. та 11 бар т- о Я нн нн ння шк ї жк км а.в г анна анна на а Аа аа і ИН 5 « Е -к ах ЕЕ : як 7 8 з ше - Зв Я» Я Ж по ле пет юю тею ет китню іт тю юют беж єю донна пдеечтогюю юю щи г ВИХ пнях люттю отююю 5 3 як ШЕ Б е : їх - с що - ї о я ту з Експерпментяпьня затримка газу

- п. Е пн що а тестя нн Венківй (2008) по ЕН п п п п па В п

9. 0.2 оа ОБ па 1.2 Приведена швидкість газу (міс)

Фіг. 1 19 об. та 11 бар і що Но я ї ее я ще в. х пшшшшишшншини з пиши Е г Б ну. жити ен лики лики ки юю си ШИ пк и в ; ще є Ж т ї ще їі х оз вико пи я пк НН Ф Експериментальна затримка газу і г п. Ян тент ори мескоемже Ненкій 20 0 г х п их Пет уюна жк жив ужеєтуне в жиляхелуютх яке кує злуки хм поховати учиуувня пилку інки р и -еї о.а 0.2 0.4 0.6 о. 10 1.2 Приведена швидкість газу (міс)

Фіг. 2

10 065.75 та 11 бар . ШИ сни й і шен З / шт Ні 8 ер одн нт о тя т т усно нт ото нетто уточнення Е я як : ї І У Е | Се. й й п я нн й же пкт чнк кет кт тк вес ттж хан е : о " є : З Ф і з я Как З : «5 7 є Експериментальна затримка газу в ЕВ) . Кі пу пл вю ул утіеоле чия чех ТК р ве п пат ость тич зач чт о жювхеюсюннеє КТіБЛМа її ів (200 її Ка! я ни и и п и ПИ ки а З НВ в

0.0 0.2 О.А 05 0.8 14 1.5 Приведена швидкість газу (міс)

Фіг. З об. 6 та 11 бар ї , Мн я

1.0 нн нн нн нн не Ї одн НО : ний г | я о п «З пен нн З КИДКА КЕ СД СТИ КК СУ ИН СД и САДКИ в и з : Кй 5 во, й «5 Е 7 2 й 5 ; Щи доб пи ен пи п п и ння х : Ф е | Фе в 8 Експериментапьна затримка газу є й й ? Чит я шини пдхячяк кан КАН ЖАКА я ик жах кит 5 й си шов піт тя що є зокквнююснян ПепИаї е О

0. Я ОПН и нн кн ин п нн чн нн нин о.а 0.2 4 0.6 о. 1.0 1.2 Приведена швидкість газу (м/с)

Фіг. 4

0 об. хо твердих речовин 08 Те Енея оте кетю нен туенк тенет ект ФО дя яння В своснв Ян щ 52 пара) ш Ж в г. 2 : а р- 5 парга; З їх м ! - 8 барта; ЕН нн в ТЕ ВИС 01 Пн а я ни а. : ; о 02 04 06 08 1 19 Приведена швидкість газу (міс)

Фіг. 5 2 06.7» твердих речовин ше ов пен м по пн нн - | Я во во? Ї що р рення нн тен ВОК я си т ВАНЯ Фр 1 баріа! Ж Но 97 і ор-2 барів) и нени МО что зарів; | Ж о 27 З Ар- бара; Ше вв - в вдих х в з РА В барга; ЕЕ То жр- 11 барів З па ара: ЕФ Й о 0.2 4 06 08 І 12 Приведена швидкість газу (м/с)

Фіг. 6 о5. 5 твердих речовин і : І ща ! - 08 ІЙ пет ния нал лен тн свв В бовтося: пнлянях і з | вОдво , Її фрі З 05 Ї- ПИ пиши пихи лан ше з р- ! пара; ря ни щи ши І в | І Шк о Р- 2 барів; Е ПА І нин й ши и чи: а и р- кода Е І КЕ А 8 с й ге І ет- а дарів; че і щао ; - ї реч ї і Е і : ГО) и о 02 па 08 п 1 12 Приведена швидкість газу (міс)

Фіг. 7

20 аб. й твердих речовин й. 7 т ПОДА ОДА ДЕК ВАД ДИ ОД и ВДЕ ДН ОД ДИ А ДН ДН АД ДК ЕД ЩЕ КД НЯ - па Чет пен Я Яви пеня ! айв т | х В во де сер барів) ї 04 нини ин ер 2 барів: -- Е о І ко. пз і. ни думи ме нд АН КІ Км Мн шин ар барів! Е Ї в с ар-В барів) є і й рожЖР-11 бара; Ф ЩЕ і п т піти тенти тіні тен стінних нин, о 02 04 0.6 п.8 1 1.2 Приведена швидкість газуйміс)

Фіг. 5 «з немає твердих речавин пе ш 2 об. за твердих речовин : й 50 об. 95 твердих речовин і 83006 ботвердихречовнно т а 4 й ц с шнійте ен" :

В в. прин о ж : їх : - о З А с ж ! што ет ! т ка и де як ве й Фо ;

п . й Н 0 Пп. 048 0.6 08 Приведена швидкість газу (м/с)

Фіг. 9