Способ получения по меньшей мере одного продукта из по меньшей мере одного газообразного реагента в суспензионном слое

Способ получения по меньшей мере одного продукта из по меньшей мере одного газообразного реагента в суспензионном слое

Иллюстрации

Показать все

Реферат

Область техники, к которой относится изобретение

ДАННОЕ ИЗОБРЕТЕНИЕ относится к способу получения по меньшей мере одного продукта из по меньшей мере одного газообразного реагента в суспензии.

Уровень техники

В целом желательно научиться увеличивать производительность объема суспензионных реакторов, с тем чтобы для достижения нужной производительности завода можно было использовать реакторы меньшего общего объема. Кроме того, желательно повысить суммарную скорость получения продуктов в одном единичном реакторе (т.е. так называемую мощность одного реактора), чтобы для достижения нужной производительности завода можно было использовать меньшее количество реакторов.

Рассмотрим пример хорошо известного синтеза Фишера-Тропша в суспензионной барботажной колонне. Независимо от того, работает ли такой реактор в однопроходном режиме или с рециклом, скорость получения продукта в одном реакторе можно аппроксимировать следующим образом:

где SRC представляет собой производительность одного реактора, V o представляет общую объемную скорость газового потока в реакторе (т.е. за счет свежей подачи плюс рецикл), P_syngas - это парциальное давление синтез-газа (реагенты синтеза) в суммарной подаче, Т - абсолютная температура в градусах Кельвина, R - газовая постоянная и X_{per pass} - конверсия синтез-газа за один проход, выраженная в мольной доле. Далее приведенное уравнение можно расширить следующим образом:

где u_g представляет собой приведенную скорость газа на входе и d - внутренний диаметр реактора. Из уравнения 2 следует, что при инженерном проектировании имеются следующие возможности для повышения производительности единичного реактора в виде суспензионной барботажной колонны.

- Увеличение конверсии синтез-газа за один проход. В синтезе Фишера-Тропша вода (один из продуктов способа синтеза углеводородов) вызывает дезактивацию катализатора. Поэтому максимальную конверсию за один проход обычно задают такой, чтобы она не превышала конверсию, заложенную в конструкции реактора, - суспензионной барботажной колонне синтеза Фишера-Тропша, с тем чтобы ограничить парциальное давление воды и таким образом сохранить активность и срок службы катализатора. Точная величина конверсии за один проход зависит от типа катализатора.

- Увеличение парциального давления синтез-газа в общей подаче. Однако разработчик ограничен в своих возможностях по увеличению концентрации синтез-газа в общей подаче, т.к. часто она определяется конфигурацией всего газового контура, в котором суспензионная барботажная колонна составляет лишь часть. Увеличение рабочего давления в реакторе является очевидным способом увеличения парциального давления синтез-газа, но это стоит дорого как в отношении реактора, так и другого заводского оборудования, что может затруднить осуществление этого приема. Повышенное давление также приводит к более высокому парциальному давлению воды при той же конверсии за один проход, что может оказаться губительным для катализатора.

- Увеличение диаметра реактора: однако это существенно повысит стоимость конструкции реактора. Кроме того, большие реакторы - суспензионные барботажные колонны - уже изготавливают с размерами, близкими к практическому пределу для фабричной конструкции, транспорта от фабрики до завода и сборки.

- Увеличение приведенной скорости газа на входе: однако, как будет показано ниже, на предшествующем уровне техники были получены данные предостерегающие от работы суспензионных барботажных колонн при высоких приведенных скоростях на входе.

Таким образом, специалисты в поисках способа увеличения мощности единственного реактора - суспензионной барботажной колонны - остались с ограниченными возможностями, наиболее важными с точки зрения повышения устойчивости катализатора к воде в случае повышенных конверсии за проход или перспективы полного изменения конфигурации газового контура и давления для увеличения парциального давления реагентов при подаче в реактор.

В патенте ЕР 450860, Exxon, утверждается, что оптимальная работа суспензионной барботажной колонны достигается тогда, когда скорость газа остается достаточно высокой и обеспечивает полное псевдоожижение частиц катализатора. Увеличение скорости газа выше этой значения приводит к нежелательному повышению степени обратного переноса, что вызывает ухудшение режима потока в реакторе и уменьшение скорости реакции. Показано, что с точки зрения суммарной производительности реактора оптимальная скорость газа составляет менее 0.25 м/с. В патенте также показано, что высокая объемная скорость реакции в реакторе не желательна, т.к. может легко наступить истощение реагентов на катализаторе из-за диффузионных ограничений.

В патенте США 6914082, Conoco предложена «многофазная система реактора с перемешиванием газа, эффективная для обеспечения максимальной производительности реактора и/или минимизации объема реактора». Другими словами, был предложен способ достижения максимальной производительности единицы объема реактора. При этом было показано, что производительность единицы объема реактора в единицу времени повышается с увеличением скорости газа вплоть до пикового значения между 0.3 и 0.4 м/с, после чего производительность единицы объема реактора в единицу времени уменьшается при дальнейшем увеличении скорости газа. Утверждается, что начальное увеличение объемной производительности реактора обусловлено улучшением массопереноса, в то время как уменьшение производительности обусловлено увеличением задержки газа при увеличении скорости газа, т.е. нужна оптимальная скорость газа, при которой производительность реактора будет максимальной.

В патентной заявке США №2003/0109590 A1 от ENI и IFP показано, что приведенная скорость газа в суспензионной барботажной колонне должна быть преимущественно менее 0.35 м/с, более предпочтительно менее 0.30 м/с, с тем чтобы обеспечить перенос газа в жидкую фазу. Другими словами, эта заявка предполагает наличие существенных диффузионных ограничений при скоростях газа выше примерно 0.35 м/с.

В патенте WO 2005/107935, Sasol Technology (Pty) Ltd, раскрыто, что в способе синтеза углеводородов можно достичь конверсии СО плюс H₂ за один проход выше 60% при работе в суспензионных реакторах с приведенными скоростями газа на входе выше 0.35 м/с, в которых расширенный суспензионный слой имеет соотношение длины к диаметру менее 5. Неожиданно было обнаружено, что режим потока газа сохраняется при высоких скоростях газа даже в реакторах с малым, менее 5, указанным соотношением. В конкретном примере, приведенном в WO 2005/107935, было установлено, что можно достичь конверсии СО плюс Н₂ за проход H₂, равной 61%, при средней концентрации катализатора 22 об.% в расширенном слое суспензии с указанным соотношением примерно 4, давлении 24.7 бар и приведенной скорости газа на входе 0.41 м/с.

Таким образом, в патентной литературе видна четкая тенденция против работы промышленных суспензионных барботажных колонн при высоких приведенных скоростях газа на входе, особенно с целью повышения производительности единицы объема реактора. Во многих работах предшествующего уровня техники показано, что оптимальная приведенная скорость газа на входе составляет примерно 0.3-0.4 м/с, в то время как другие авторы советуют работать даже при более низких приведенных скоростях газа на входе. Более того, ни одна работа предшествующего уровня техники не поднимает тему увеличения производственной мощности единственного реактора среди суспензионных барботажных колонн.

Трехфазные суспензионные барботажные колонны обычно включают катализатор, суспендированный в суспензионной жидкости, который катализирует реакцию одного или нескольких газообразных реагентов, подаваемых в реактор. Газообразный реагент(ы) нужно перенести из газовой фазы в жидкую фазу, где он контактирует с катализатором и превращается в один или несколько продуктов. С одной стороны, когда скорость массопереноса газ-жидкость достаточно высока, суммарную скорость реакции можно повысить путем увеличения количества или активности катализатора. В этом случае говорят, что реакционная система работает в кинетическом режиме. С другой стороны, если скорость массопереноса газ-жидкость слишком мала, увеличение количества или активности катализатора не приведет к значительному повышению скорости образования продуктов, и тогда говорят, что система работает в диффузионном режиме, т.е. контролируется массопереносом. Фактически, поскольку увеличение концентрации катализатора приведет к уменьшению массопереноса газ-жидкость, суммарное влияние увеличения загрузки катализатора на скорость реакции может оказаться отрицательным. Часто промышленные суспензионные барботажные колонны работают в таком режиме, когда важны оба фактора - и кинетический, и диффузионный. Поэтому производительность единицы объема реактора зависит (среди прочих) от следующих факторов:

(i) реакционный потенциал катализатора в объеме реактора. Этот фактор является функцией количества загруженного катализатора в объеме реактора и собственной активности катализатора; и

(ii) массоперенос газ-жидкость газообразных реагентов в суспензионную жидкость.

Каждый из этих факторов рассмотрен ниже более подробно.

Общее количество катализатора, загруженного в объем реактора, зависит как от задержки газа в реакторе (чем больше задержка газа, тем меньше доступное пространство для содержащей катализатор суспензии), так и от количества катализатора, загруженного в объем откачанной жидкости. На предшествующем уровне техники было мало известно о задержках газа в результате комбинации высокой скорости газа, большой загрузки твердых веществ и высокого давления. Однако это позволило понять некоторые важные тенденции. На предыдущем уровне техники было широко известно, что задержка газа увеличивается при увеличении скорости газа (см., например, Krishna и др., Topics in Catalysis, Vol. 26, Nos. 1-4, p. 21 (2003) и Vandu и др., Chem. Eng. Technol. Vol. 28, No. 9, p. 998 (2005)). Известно также, что такие возросшие задержки могут быть до некоторой степени нейтрализованы увеличением загрузки твердых веществ. Krishna и др. (2003) показали, что твердые вещества способствуют слиянию мелких пузырьков с образованием более крупных пузырьков. Скорость подъема более крупных пузырьков выше, чем малых пузырьков, что приводит к уменьшению времени нахождения газа и задержкам газа. Однако этот механизм слипания имеет предел, за которым дальнейшие добавки твердых веществ не будут эффективно уменьшать задержку газа, т.к. количество малых пузырьков станет малым. В соответствии с этим ожиданием Vandu и др. (2005) установили, что при скоростях газа выше 0.4 м/с задержки газа нельзя далее уменьшать путем увеличения объема фракции твердых веществ в откачанной суспензии выше величины 0.2. Поэтому на предшествующем уровне техники ожидали, что задержка газа будет особенно большой при высоких скоростях газа несмотря на высокую концентрацию твердых веществ в суспензии.

Так же как в приведенных выше работах предшествующего уровня техники, Luo и др. (Luo et al., AlChE Journal, Vol. 45, No. 4, p. 665 (1999)) установили, что задержка газа увеличивается с повышением скорости газа и уменьшается с увеличением загрузки твердых веществ. Luo и др. (1999) также установили, что задержка газа увеличивается при повышении давления. Кроме того, Luo и др. (1999) установили также, что в то время как эффект уменьшения задержки газа при увеличении загрузки твердых веществ особенно заметен при низких (примерно обычных) давлениях, при высоких давлениях задержка газа при увеличении загрузки твердых веществ уменьшается в значительно меньшей степени. Более того, Luo и др. (1999) установили, что увеличение задержки газа в результате повышения давления особенно существенно при высоких концентрациях твердых веществ.

В согласии с приведенными выше работами Behkish и др. (Chem. Eng. Journal, Vol. 115, p. 157 (2006)) опубликовали данные, согласно которым задержка газа увеличивается при повышении скорости газа и давления и уменьшения загрузки твердых веществ.

Поэтому специалисты пришли к выводу, что для достижения высокой производительности реактора на единицу объема при работе суспензионной барботажной колонны нежелательно использовать комбинацию высокой скорости газа и высокого давления. Причиной является избыточная задержка газа при связанных с этим ограничениях по загрузке катализатора в единице объема, вызванных высокой скоростью газа и высоким давлением, а также тот факт, что высокая загрузка твердых веществ не оказывает заметного влияния на нежелательно большую задержку газа. Таким образом, специалисты не предполагали работать с суспензионной барботажной колонной, используя комбинацию высокой скорости газа, высокой загрузки твердых веществ и высокого давления.

Что касается массопереноса, на предшествующем уровне техники укрепилось ошибочное мнение, что не стоит работать при комбинации высокой скорости газа и высокой загрузки твердых веществ. Vandu и др. (2005) установили, что в целом массоперенос улучшается при повышении скорости газа при любых загрузках твердых веществ и скоростях ниже 0.4-0.5 м/с. Однако при скоростях выше 0.5 м/с и загрузке твердых веществ выше 20 об.% в откачанной суспензии массоперенос выходит на постоянный уровень или даже уменьшается. Lemoine и др. (Lemoine et al., Fuel Processing Technology, Vol. 89, p.322 (2008)) в согласии с данными Krishna и др. (2003) установили, что увеличение загрузки твердых веществ способствует слипанию мелких пузырьков. Lemoine и др. (2008) нашли также, что такое слипание мелких пузырьков понижает суммарную скорость массопереноса; кроме того, резкое уменьшение объемного коэффициента массопереноса предполагает, что суспензионная барботажная колонна может работать в диффузионном, а не кинетическом режиме. Интересно, что хотя более мелкие пузырьки значительно улучшают суммарный коэффициент массопереноса, более мелкие пузырьки увеличивают задержку газа.

Поэтому предшествующий уровень техники не одобряет работу суспензионных барботажных колонн при высоких приведенных скоростях газа на входе выше примерно 0.4 м/с из-за следующих ожидаемых отрицательных эффектов: (i) повышенное обратное перемешивание, что ограничивает ожидаемую конверсию в реакторе; (ii) повышенную задержку газа, при которой уменьшается доступное пространство для содержащей катализатор суспензии, и (iii) недостаточная интенсивность массопереноса для обеспечения высокой скорости реакции.

Раскрытие изобретения

Согласно данному изобретению, предложен способ получения по меньшей мере одного продукта из по меньшей мере одного газообразного реагента, включающий

подачу указанного по меньшей мере одного газообразного реагента в виде газообразного сырья или части газообразного сырья при приведенной скорости газа на входе по меньшей мере 0.5 м/с в сосуд с расширенным слоем суспензии из твердых частиц катализатора, суспендированных в суспензионной жидкости, так что газообразный реагент барботирует наверх через суспензионный слой, причем загрузка катализатора составляет по меньшей мере 20 об.% в откачанной суспензии;

каталитическую реакцию указанного по меньшей мере одного газообразного реагента при давлении выше атмосферного при барботировании газообразного реагента наверх через суспензионный слой с образованием указанного по меньшей мере одного продукта; и

отвод из сосуда указанного по меньшей мере одного продукта и любого непрореагировавшего газообразного реагента.

В данном описании термин «приведенная скорость газа на входе» означает суммарную объемную скорость потока газообразного сырья на входе, который состоит из или включает по меньшей мере один газообразный реагент при температуре слоя суспензии и давлении, при которых газообразное сырье поступает в сосуд обычно в нижней части слоя суспензии, распределяется по площади поперечного сечения сосуда за исключением той части поперечного сечения, которая может быть занята элементами сосуда, например, распределителем газа или охлаждающими змеевиками. В случае использования многокомпонентного газообразного сырья термин «суммарная объемная скорость газового потока на входе» означает сумму всех газовых потоков, поступающих в реактор, т.е. сумму всех потоков свежего газообразного сырья и любых возможных газообразных потоков рецикла.

Продукт может включать один или несколько газообразных компонентов. Таким образом, способ включает возможность выделения из слоя суспензии газообразного продукта и непрореагировавшего газообразного реагента в виде газообразных компонентов в верхнюю часть над слоем суспензии. Отвод по меньшей мере одного указанного продукта и любого газообразного реагента обычно включает отвод газообразных компонентов из верхней части сосуда.

Продукт может быть один или состоять из несколько жидких продуктов. Суспензионная жидкость слоя суспензии может полностью или частично состоять из жидкого продукта. Отвод указанного по меньшей мере одного продукта и любого непрореагировавшего газообразного реагента обычно включает затем отвод жидкой фазы из слоя суспензии, с тем чтобы поддержать расширенный суспензионный слой на нужном уровне.

Способ может включать подачу в суспензионный слой более одного газообразного реагента. В одном варианте данного изобретения подача газа включает по меньшей мере СО и H₂ в качестве газообразных реагентов и, таким образом, газ подают в слой суспензии для получения жидких и газообразных углеводородов в присутствии катализатора синтеза углеводородов. Из газообразных реагентов, подаваемых в суспензионный слой, могут также образоваться оксигенаты. Таким образом, данный способ может представлять собой способ синтеза углеводородов с превращением синтез-газа в жидкие и газообразные продукты, которые включают продукты, типичные для синтеза Фишера-Тропша, такие как углеводороды C₃+ и оксигенаты, например, этанол. В одном варианте данного изобретения способ представляет собой способ синтеза углеводородов Фишера-Тропша с превращением синтез-газа в углеводороды.

В случае, когда способ представляет собой способ синтеза углеводородов, например, способ синтеза углеводородов Фишера-Тропша, объемная производительность процесса (производительность единицы объема реактора в единицу времени) может составлять выше 1 500 кг всех углеводородов / (м³ газа в расширенном слое суспензии в сутки).

Данный способ может включать ограничение конверсии за один проход для указанного по меньшей мере одного реагента. В случае, когда катализатор является катализатором синтеза углеводородов и газообразное сырье включает СО и H₂, например, газообразное сырье представляет собой синтез-газ, конверсия CO+H₂ за один проход может быть ограничена величиной примерно 35-85 мол.%. Причина этого ограничения заключается в том, что высокая концентрация воды (вода образуется при синтезе углеводородов) губительна для катализатора. Точное значение этого предела конверсии определяется параметрами катализатора и его устойчивостью к воде, но обычно, когда катализатор имеет приемлемую активность, селективность и срок службы, способ синтеза углеводородов работает с наиболее высокой конверсией за один проход. Известно, что кобальтовые катализаторы высоко устойчивы к парциальному давлению воды и обычно работают на верхней границе указанного интервала, в то время как железные катализаторы менее устойчивы к воде и обычно работают на нижней границе указанного интервала. Как видно из уравнения 2 и сопровождающего обсуждения, этот предел конверсии за один проход играет решающую роль в определении мощности единичного реактора независимо от активности катализатора. Поэтому малоактивный катализатор с высокой устойчивостью к воде может оказаться не способным поддержать высокую скорость получения продуктов в единице объема, но в принципе обеспечит высокую мощность единичного реактора за счет увеличения высоты реактора; следовательно, для достижения желаемой общей производственной мощности завода потребуется небольшое число высоких реакторов. С другой стороны, высокоактивный катализатор с низкой устойчивостью к воде может сохранять очень высокую скорость получения продуктов в единице объема, но не обеспечивает очень высокую мощность единичного реактора, т.к. увеличение высоты реактора приведет к избыточной конверсии, что будет разрушать катализатор. Следовательно, для достижения желаемой общей производственной мощности завода потребуется большое число невысоких реакторов, что также является нежелательной ситуацией.

Несмотря на эти ограничения, в настоящее время было неожиданно обнаружено, что данное изобретение может обеспечить высокую мощность единичного реактора или высокую скорость получения продуктов в единице объема реактора или оба показателя. Высокая мощность единичного реактора достигается при работе с приведенными скоростями газа на входе по меньшей мере 0.5 м/с, что ранее считали невозможным ввиду избыточной задержки газа и неадекватных скоростей массопереноса. Высокую скорость реакции в расчете на единицу объема реактора, среди прочих, можно обеспечить путем увеличения концентрации катализатора в суспензии, что раньше также считали неэффективным приемом из-за уменьшения коэффициента массопереноса при увеличении загрузки катализатора, приводящего к ограничению массопереноса в суспензионном реакторе. В предпочтительном варианте с использованием кобальтового катализатора предпочтительно осуществлять способ при конверсии синтез-газа за один проход по меньшей мере 40 мол.%, более предпочтительно по меньшей мере 50 мол.% и наиболее предпочтительно по меньшей мере 60 мол.%.

Данный способ может включать подачу потока газа рецикла, содержащего непрореагировавшие газообразные реагенты, из пространства в верхней части реактора в суспензионный слой. Часто поток рецикла объединяют с потоком свежего синтез-газа с образованием одного общего потока в реактор, т.е. указанного газообразного сырья. Важно, что газообразные реагенты и любой газ рецикла и любой газообразный продукт способствуют сохранению частиц твердого катализатора в суспензии с суспензионной жидкости.

Загрузка катализатора может составлять по меньшей мере 30 об.% откачанной суспензии, предпочтительно по меньшей мере 35 об.% откачанной суспензии, более предпочтительно по меньшей мере 40 об.% откачанной суспензии, например, 41 об.% откачанной суспензии. Однако обычно загрузка катализатора составляет 55 об.% откачанной суспензии.

Давление над слоем суспензии может составлять по меньшей мере 10 бар, предпочтительно по меньшей мере 20 бар, более предпочтительно по меньшей мере 25 бар. Давление над слоем суспензии может доходить до 60 бар.

Приведенная скорость газа на входе может быть по меньшей мере 0.6 м/с или по меньшей мере 0.7 м/с или по меньшей мере 0.85 м/с.Приведенная скорость газа на входе может быть менее 1 м/с. Обычно приведенная скорость газа на входе составляет менее 1.5 м/с или даже выше, но менее 2 м/с; обычно не ожидается, что приведенная скорость газа на входе будет выше 2.5 м/с.

Расширенный суспензионный слой может быть высотой менее примерно 40 м, предпочтительно между примерно 30 м и примерно 40 м, например, около 38 м. Обычно суспензионный слой имеет диаметр по меньшей мере 6 м. Таким образом, в одном варианте изобретения расширенный суспензионный слой имеет высоту менее 40 м и диаметр по меньшей мере 6 м. Предпочтительно, чтобы в способе синтеза углеводородов производительность единичного реактора составляла по меньшей мере 3 200 т всех углеводородов в сутки.

Обычно способ синтеза углеводородов является одностадийным, т.е. способ включает проведение по меньшей мере одной многопроходной стадии синтеза углеводородов, за которой не следует или которой не предшествует другая стадия синтеза углеводородов, хотя способ может включать много параллельных многопроходных стадий синтеза углеводородов. Таким образом, принимая во внимание ограниченную конверсию реагентов за один проход, поток газа рецикла обычно участвует в синтезе углеводородов и обычно его подают в суспензионный слой при объемном соотношении потока газа рецикла/газообразного сырья по меньшей мере 0.4.

В способе синтеза углеводородов катализатор может представлять собой катализатор Фишера-Тропша, содержащий кобальт или железо. Кобальтсодержащие катализаторы обычно готовят на носителе. Подходящие носители включают тугоплавкие неорганические оксиды, такие как оксид алюминия, оксид кремния, оксид титана, оксид циркония и другие оксиды, известные специалистам. Катализаторы, приготовленные на модифицированных носителях, такие как раскрытые в патентах США US 6262132, США 6638889 и США 6117814, особенно подходят для работы в суспензионных барботажных колоннах по способу данного изобретения. Желательно, чтобы размер частиц катализатора был в нужном интервале, например, будут отсутствовать частицы крупнее 300 микрон, а частиц размером менее 22 микрон будет меньше 5 мас.%.

Обычно в способе синтеза углеводородов мольное соотношение H₂/СО в газообразном сырье является важным параметром, который может варьироваться от примерно 0.5 до 2.5. Известно, что повышенное соотношение H₂/СО дает то преимущество, что увеличивается срок службы катализатора, в то время как при пониженном соотношении H₂/СО улучшается селективность образования продукта. Поэтому соотношение H₂/СО в газообразном сырье выбирают путем оптимизации процесса, и оно зависит от характеристик катализатора, требуемой селективности образования продукта и т.п. В предпочтительных вариантах синтез углеводородов проводят при мольном соотношении H₂/СО не более 2. Другими словами, СО присутствует в избытке против стехиометрии, требуемой для синтеза углеводородов.

Следует подчеркнуть, что газообразное сырье обычно включает инертные газы и газы-разбавители, такие как N₂, особенно когда газообразное сырье представляет собой синтез-газ. Другим газом, присутствующим в газообразном сырье, является CO₂, который для всех практических целей можно считать инертным газом. Как известно специалистам, хотя эти инертные или разбавляющие газы не желательны, иногда они неизбежно присутствуют, поскольку попытки обойтись без этих газов или удалить их не экономичны. В других случаях, например, когда синтез-газ получают газификацией угля, сырье содержит существенное количество CO₂, и часто бывает желательно частично или полностью удалить CO₂ из свежего сырья.

Данный способ может включать охлаждение газообразных компонентов из верхней части реактора для конденсации жидкого продукта, например, жидких углеводородов и воды реакции, после отделения жидкого продукта от газов с образованием хвостового газа и возврат по меньшей мере части хвостового газа в суспензионный слой в виде потока газа рецикла.

Для получения низкокипящего продукта сосуд с суспензией обычно можно выдерживать при повышенном давлении и температуре реакций синтеза Фишера-Тропша, например, при заданном рабочем давлении в интервале 10-50 бар и заданной температуре в интервале 160°C-280°C или даже выше. Обычно синтез углеводородов проводят в температурном интервале 200°C-260°C.

Частицы катализатора в слое суспензии поддерживают во взвешенном состоянии благодаря турбулентности, создаваемой движением газообразного сырья (например, свежего синтез-газа и необязательно газа рецикла), проходящего через суспензионный слой, т.е. барботированию через суспензионный слой. Поэтому для поддержания слоя суспензии в состоянии турбулентности или взвешенности достаточна приведенная скорость газа на входе по меньшей мере 0.5 м/с.

Данный способ может включать рецикл жидкой фазы через суспензионный слой. В частности способ дает возможность перетекания суспензии с высокого уровня слоя суспензии на более низкий уровень с использованием устройств для перераспределения или веществ, способствующих перераспределению тепла, жидкой фазы и частиц катализатора в слое суспензии.

В данном описании термин «способы перераспределения суспензии» или «вещества, способствующие перераспределению» относят к физической аппаратуре, используемой для перераспределения суспензии и частиц катализатора вертикально в реакционном сосуде, и не относят к перераспределению суспензии и частиц катализатора при прохождении газа вверх через суспензионный слой. Таким образом, устройства для перераспределения суспензии могут включать перепускные или отводящие трубки либо устройства для механического перераспределения, такие как трубки, насосы и фильтры.

В случае, когда способы перераспределения суспензии включают перепускные трубки, их можно располагать на первом опускном участке и втором опускном участке, причем второй опускной участок располагают вертикально по отношению к первому опускному участку.

Таким образом, перепускные или отводящие трубки можно располагать в слое суспензии на разных уровнях по вертикали. Второй опускной участок можно расположить выше первого опускного участка и, если нужно, поместить следующие опускные участки, каждый состоящий по меньшей мере из одной перепускной трубки, выше второго спускного участка, причем третий и любой последующий опускные участки располагают вертикально один относительно другого.

В одном варианте изобретения второй опускной участок перекрывает первый опускной участок. Другими словами, нижние концы перепускных трубок во втором опускном участке могут перекрывать верхние концы перепускных трубок в первом опускном участке. Однако в другом варианте изобретения второй опускной участок может быть расположен без перекрывания с первым опускным участком. Другими словами, нижние концы перепускных трубок во втором опускном участке могут помещаться без вертикального зазора с верхними концами перепускных трубок первого опускного участка.

Перепускные трубки во втором опускном участке могут быть расположены ступенчато по отношению к перепускным трубкам первого опускного участка, если посмотреть на реактор или сосуд в плане. Другими словами, предпочтительно, чтобы нижние концы перепускных трубок во втором опускном участке не пропускали суспензию прямо над верхними концами перепускных трубок первого опускного участка.

Каждая перепускная трубка может состоять из нижней транспортной секции и верхней секции высвобождения или секции откачки большего поперечного сечения, чем в транспортной секции. Предпочтительно, чтобы эти секции имели круглое сечение или были цилиндрической формы и секции откачки и транспорта были связаны соединительным компонентом с развальцовкой трубы кверху. Однако при желании секция откачки может иметь другую подходящую форму, например, форму канала прямоугольной или треугольной формы, что определяется доступным пространством внутри реакционного сосуда.

В то время как каждая перепускная трубка обычно находится полностью в слое суспензии, т.е. внутри реакционного сосуда, и секция откачки обычно вытянута вдоль одной оси с транспортной секцией, транспортная секция и необязательно часть секции откачки могут, наоборот, находиться вне реакционного сосуда, однако тогда нижний конец выпуска из транспортной секции и по меньшей мере верхний конец ввода в секцию откачки будут помещаться внутри реакционного сосуда в слое суспензии или зоне слоя суспензии. При желании транспортную секцию и секцию откачки можно охлаждать с помощью косвенных охлаждающих средств, например, труб, через которые пропускают воду из бойлера.

Данный способ может включать проведение стадии синтеза углеводородов таким образом, чтобы суспензионный слой представлял собой гетерогенный или эмульсионный поток и содержал разбавленную фазу, состоящую из быстро поднимающихся больших пузырьков газообразных реагентов и, возможно, газообразного продукта, которые проходят через расширенный суспензионный слой в поршневом режиме, и плотную фазу, содержащую жидкую фазу, т.е. жидкий продукт, твердые частицы катализатора и захваченные более мелкие пузырьки газообразных реагентов и, возможно, газообразного продукта.

Газообразное сырье может представлять собой любой синтез-газ, полученный из любого источника, например, синтез-газ, полученный из угля или природного газа.

Соотношение потока газа рецикла и газообразного сырья может быть в интервале с нижним пределом 0.4, как показано выше, и верхним пределом примерно 1.5. Однако нижний предел может быть больше - примерно 0.5 или даже примерно 0.6. Верхний предел может быть ниже - примерно 1.3 или даже всего примерно 1.

Краткое описание чертежей

Далее изобретение будет описано и проиллюстрировано более подробно со ссылкой на эксперименты и сопровождающие диаграммы. На рисунках

На фигуре 1 показана зависимость задержки газа от скорости газа и давления при загрузке 20% твердых веществ;

Фигура 2 показывает зависимость задержки газа от скорости газа и давления при загрузке 30% твердых веществ;

Фигура 3 показывает зависимость задержки газа от скорости газа и давления при загрузке 40% твердых веществ;

Фигура 4 показывает зависимость объемного коэффициента массопереноса от скорости газа при различной загрузке твердых веществ;

Фигура 5 показывает зависимость объемного коэффициента массопереноса от приведенной скорости газа в отсутствие твердых веществ в жидкой фазе при обычных температуре и давлении;

Фигура 6 показывает зависимость объемного коэффициента массопереноса от приведенной скорости газа по данным Vandu и др. (2005) и данным Заявителя для 20 мас.% твердых веществ и по данным Han (Han, Hydrodynamics, Back-mixing, and Mass Transfer in a Slurry Bubble Column Reactor for Fischer-Tropsch Alternative Fuels, Ph.D. thesis, Washington University, 2007) для 25 масс.% твердых веществ при обычных температуре и давлении;

Фигура 7 показывает влияние выбранной модели реактора на рассчитанные значения объемного коэффициента массопереноса по данным Vandu и др. (2005) для проточного реактора с непрерывным перемешиванием (CSTR) (C_G=C_G,in) и данным заявителя для модели аксиального диспергирования (ADM) (cG=cG(t)), а также модели CSTR (c_G=c_G,in);

На фигуре 8 представлены результаты демонстрационного тестового опыта; и

Фигура 9 показывает продольное сечение установки, которую можно применять в способе по данному изобретению для получения по меньшей мере одного продукта из по меньшей мере одного газообразного реагента в суспензионном слое.

Осуществление изобретения

Опыт 1

Измерение задержки газа

Задержку газа определяли на холодной модельной экспериментальной установке, включающей суспензионную барботажную колонну высокого давления с внутренним диаметром 15 см и общей высотой 412 см. По всей высоте реактора были установлены десять смотровых стекол для визуального наблюдения за потоком внутри колонны. Сжатый воздух поступал со дна колонны через напорную камеру и распределительную тарелку с 84 отверстиями диаметром 0.6 см каждое. Для регулирования давления на требуемом уровне на выходе газа из колонны был установлен регулятор обратного давления. Измерения проводили в основном при комнатной температуре примерно 15°C. Суммарную задержку газа определяли по степени расширения слоя при барботировании воздуха через слой, т.е. рассчитывали как разность между высотой слоя в условиях потока и высотой статического слоя до подачи воздуха.

Плотность воздуха в преобладающих условиях холодных модельных опытов (температура 15°C, давление в интервале 1-11 бар) сравнили с плотностью синтез-газа в типичных условиях синтеза Фишера-Тропша (температура от 200°C до 230°C, давление 20-40 бар) в таблице 1. Интервал плотностей газа, используемый при изучении в холодных моделях, перекрывает плотности газа в синтезе Фишера-Тропша в широком интервале рабочих условий, что предполагает эквивалентность текущих измерений и задержек газа, наблюдаемых в промышленных репрезентативных суспензионных барботажных колоннах Фишера-Тропша.