EA 023881B1 20160729

	Патентная документация ЕАПВ
Запрос:	ea000023881b*\id
Результат:	ID\|Номер и дата охранного документа

больше ...

Термины запроса в документе

Реферат

[RU]

1. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов, включающее линию подачи синтез-газа, на которой предусмотрено подающее устройство для направления синтез-газа, содержащего в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, и первый компрессор для сжатия и подачи направленного синтез-газа; реактор, скомпонованный для удерживания суспензии катализатора, полученной суспендированием твердых частиц катализатора в жидкости, для проведения синтеза углеводородов приведением в контакт синтез-газа, поступающего с линии подачи синтез-газа, с суспензией катализатора; газожидкостный сепаратор, скомпонованный для разделения непрореагировавшего синтез-газа и углеводородов, выведенных из реактора, на газ и жидкость; линию вывода отходящего газа, скомпонованную для вывода части газа, полученного после разделения в газожидкостном сепараторе, в виде отходящего газа за пределы системы; первую циркуляционную линию, на которой установлен второй компрессор для сжатия части непрореагировавшего синтез-газа из отходящего газа и возвращения в реактор; вторую циркуляционную линию, скомпонованную для осуществления циркуляции оставшегося непрореагировавшего синтез-газа на сторону ввода первого компрессора, обеспечивающую подачу синтез-газа в момент операции запуска реактора для поступления синтез-газа во все возрастающем количестве от операционного расхода, который ниже операционного расхода синтез-газа, перерабатываемого в ходе работы с номинальным расходом, до операционного расхода синтез-газа в ходе работы с номинальным расходом, и блок слияния и смешения, который установлен на стороне впуска в месте, где синтез-газ, направленный подающим устройством для синтез-газа, поступает на впускную сторону первого компрессора, и обеспечивающий слив и смешение непрореагировавшего синтез-газа из второй циркуляционной линии с синтез-газом, направленным подающим устройством для синтез-газа; где во время операции запуска реактора вторая циркуляционная линия обеспечивает соединение непрореагировавшего синтез-газа с исходным синтез-газом, компенсируя, таким образом, недостаток подачи синтез-газа, когда первый компрессор подачи синтез-газа работает с номинальным расходом, и во время операции запуска реактора смешанный газ из смеси синтез-газа и непрореагировавшего синтез-газа подается через блок слияния и смешения в реактор при номинальном расходе, обеспечиваемом первым компрессором.

2. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по п.1, где в устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов предусмотрена первая циркуляционная линия и поточная линия для инертного газа, которая соединена со стороной ввода первого компрессора газожидкостного сепаратора, причем первая циркуляционная линия и поточная линия для входящего газа служат в качестве поточной линии для инертного газа, в которой газ, находящийся в системе, заменяется инертным газом в момент запуска реактора, а также псевдоожижается суспензия катализатора, и где поточную линию для инертного газа также используют в качестве второй циркуляционной линии.

3. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по п.1 или 2, дополнительно включающее терморегулирующее устройство, скомпонованное для управления смешанным газом, смешанным в блоке слияния и смешения таким образом, что его температура становится, по меньшей мере, равной или превышающей температуру непрореагировавшего синтез-газа из второй циркуляционной линии.

4. Система осуществления реакции синтеза углеводородов для производства базового компонента жидкого топлива из углеводородного сырья, где система осуществления реакции синтеза углеводородов включает устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по любому из пп.1-3 и блок фракционирования продукта, скомпонованный для проведения дробной перегонки базового компонента жидкого углеводородного топлива, произведенного в устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов, где подающее устройство для синтез-газа представляет собой блок производства синтез-газа, скомпонованный для осуществления риформинга углеводородного сырья, с получением синтез-газа и направления синтез-газа в линию подачи синтез-газа.

5. Способ запуска устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов по любому из пп.1-3, включающий первую стадию, на которой перед вводом синтез-газа в реактор в него заранее вводят инертный газ через линию подачи синтез-газа, как первый компрессор, так и второй компрессор работают с номинальным расходом с обеспечением прохождения инертного газа через первую циркуляционную линию и вторую циркуляционную линию, благодаря чему газ в системе заменяется инертным газом с отходящим газом, выведенным из линии вывода отходящего газа, а также происходит псевдоожижение суспензии катализатора; вторую стадию, на которой синтез-газ вводят через линию подачи синтез-газа и сжимают первым компрессором, работающим с номинальным расходом, в реактор, находящийся в состоянии, в котором осуществляется псевдоожижение суспензии катализатора, при проведении первой стадии с расходом ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом, непрореагировавший синтез-газ, выведенный из реактора и отделенный в газожидкостном сепараторе, протекает через первую циркуляционную линию при работе второго компрессора с номинальным расходом, а также остаточный непрореагировавший синтез-газ, вводимый в первую циркуляционную линию, часть непрореагировавшего синтез-газа после отделения в газожидкостном сепараторе проходит через вторую циркуляционную линию на впускную сторону первого компрессора, который работает с номинальным расходом, благодаря чему газ в системе заменяется синтез-газом с отходящим газом, выведенным из линии вывода отходящего газа, и расход при подаче синтез-газа с линии подачи синтез-газа также поддерживают на постоянной норме расхода, которая ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом; и третью стадию, на которой на стадии стабилизации режима реакции на второй стадии постепенно повышают расход синтез-газа, вводимого в реактор через линию подачи синтез-газа, в то время как расход непрореагировавшего синтез-газа, проходящего через вторую циркуляционную линию, постепенно снижается, и расход синтез-газа, вводимого в реактор через линию подачи синтез-газа, повышают до операционного расхода синтез-газа, перерабатываемого в ходе работы с номинальным расходом.

Полный текст патента

(57) Реферат / Формула:

Евразийское
патентное
ведомство
023881
(13) B1
(12) ОПИСАНИЕ ИЗОБРЕТЕНИЯ К ЕВРАЗИЙСКОМУ ПАТЕНТУ
(45) Дата публикации и выдачи патента 2016.07.29
(21) Номер заявки 201391277
(22) Дата подачи заявки
2012.03.13
(51) Int. Cl. C10G2/00 (2006.01)
(54)
УСТРОЙСТВО ДЛЯ ОСУЩЕСТВЛЕНИЯ РЕАКЦИИ СИНТЕЗА УГЛЕВОДОРОДОВ, СПОСОБ ЕГО ЗАПУСКА И СИСТЕМА ДЛЯ ОСУЩЕСТВЛЕНИЯ РЕАКЦИИ СИНТЕЗА УГЛЕВОДОРОДОВ
(31) 2011-076649
(32) 2011.03.30
(33) JP
(43) 2014.01.30
(86) PCT/JP2012/056399
(87) WO 2012/132876 2012.10.04
(71) (73) Заявитель и патентовладелец:
ДЖЭПЭН ОЙЛ, ГЭЗ ЭНД МЕТАЛЗ НЭШНЛ КОРПОРЕЙШН; ИНПЕКС КОРПОРЕЙШН; ДжейЭкс НИППОН ОЙЛ ЭНД ЭНЕРДЖИ
КОРПОРЕЙШН; ДЖАПАН ПЕТРОЛЕУМ ЭКСПЛОРЕЙШН КО., ЛТД.; КОСМО ОЙЛ КО., ЛТД.; НИППОН СТИЛ ЭНД СУМИКИН
ИНДЖИНИРИНГ КО., ЛТД. (JP)
(72) Изобретатель:
Ониси Ясухиро, Тасака Казухико, Микурия Томоюки (JP)
(74) Представитель:
Медведев В.Н. (RU)
(56) WO-A1-2011024651 JP-A-2005517698 JP-A-2010083998
(57) В устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов предусмотрены линия подачи синтез-газа, в которой происходит сжатие синтез-газа и подача первым компрессором, реактор, скомпонованный для удерживания суспензии катализатора, газожидкостный сепаратор, скомпонованный для разделения непрореагировавшего синтез-газа и углеводородов, выведенных из реактора, на газ и жидкость, первая циркуляционная линия, в которой непрореагировавший синтез-газ после разделения на газ и жидкость претерпевает сжатие и направляется на рецикл в реактор вторым компрессором, и вторая циркуляционная линия, скомпонованная для осуществления циркуляции остаточного непрореагировавшего синтез-газа после разделения на газ и жидкость на впускную сторону первого компрессора в ходе операции запуска, когда постепенно увеличивается количество вводимого синтез-газа.
Область техники, к которой относится изобретение
Настоящее изобретение относится к устройству для осуществления реакции синтеза углеводородов, способу его запуска и системе для осуществления реакции синтеза углеводородов.
По заявке на настоящий патент испрашивается приоритет японской патентной заявки № 2011076649, поданной 30 марта 2011 г., содержание которой полностью включено в настоящее описание посредством ссылки.
Предшествующий уровень техники
В последние годы в качестве способа синтеза жидких топлив из природного газа разработана технология GTL (газ в жидкость: синтеза жидких топлив). Данная технология GTL включает стадии рифор-минга природного газа с получением синтез-газа, содержащего в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода (СО) и газообразный водород (Н2), синтеза углеводородов с использованием данного синтез-газа в качестве сырьевого газа и использования катализатора по реакции синтеза Фишера-Тропша (далее везде "реакция синтеза ФТ"), и затем гидрирования и фракционирования полученных углеводородов с получением таких товарных жидких топлив, как прямогонный бензин (необла-гороженный бензин), керосин, газойль, парафин и т.п.
В устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов, используемом в данной технологии GTL, углеводороды образуются в результате реакции синтеза ФТ между газообразным монооксидом углерода и газообразным водородом, входящих в состав синтез-газа, в основном блоке реактора, который содержит суспензию, полученную суспендированием твердых частиц катализатора (такого как кобальтовый катализатор или т.п.) в жидкой среде (например, в жидких углеводородах или т.п.).
На фиг. 7 представлена схема традиционного устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов.
В данном устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов предусмотрена линия 3 подачи синтез-газа, по которой синтез-газ, содержащий в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, направляют устройством 3 передачи синтез-газа, и направленный таким образом синтез-газ (СГ) претерпевает сжатие и поступает через первый компрессор 34; реактор 30, который вмещает суспензию катализатора, полученную суспендированием твердых частиц катализатора в жидкости, для синтеза углеводородов осуществлением контакта синтез-газа, поступающего по линии 31 подачи синтез-газа, с суспензией катализатора; газожидкостный сепаратор 38, который разделяет непрореагировавший синтез-газ и углеводороды, выведенные из реактора 30, на газ и жидкость; линия 37 сброса отходящего газа, по которой сбрасывается часть газа, полученного после разделения в газожидкостном сепараторе 38, в виде отходящего газа за пределы системы; циркуляционная линия 32, на которой непрореагировавший синтез-газ, полученный после разделения газожидкостным сепаратором 38, сжимается и поступает на рецикл в реактор 30 из второго компрессора 35.
Например, в патентном документе 1 предложено устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов, в котором предусмотрена описанная выше циркуляционная линия.
В случае использования данного типа устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов, чтобы запустить систему, сначала перед вводом синтез-газа в систему предварительно нагнетается азот, который является инертным газом, для обеспечения замещения газа в системе и текучести в реакторе 30, и осуществляют циркуляцию азота по циркуляционной линии 32. В данном случае, рабочий цикл осуществляется в состоянии, при котором поддерживается существенное количество предназначенного для циркуляции азота. Суспензия катализатора в реакторе поддерживается в псевдоожиженном состоянии за счет циркуляции газообразного азота, и после этого газообразный азот постепенно заменяется синтез-газом. Хотя величина расхода синтез-газа остается на более низком уровне (например, 70%), что ниже номинального расхода, температура реактора 30 увеличивается с повышением химической активности (скорости конверсии). Благодаря этому синтез-газ, введенный в количестве до 100% загрузки, сдвигает режим работы в сторону функционирования с номинальным расходом при сохранении стабильных условий реакции.
Патентный документ.
Патентный документ 1: перевод на японский язык международного патента № 2005-517698.
Сущность изобретения
Однако согласно описанному выше способу расход газа, который поступает в реактор 30, является низким, который не будет достигать 100% номинального расхода газа, при котором суспензия в реакторе 30 должным образом не перемешивается и становится нестабильной, при котором невозможно быстро улучшить химическую активность (степень конверсии). И это является проблемой.
Кроме того, существует другая проблема, заключавшаяся в том, что для перехода от режима циркуляции азота к режиму работы с номинальным расходом необходимо длительное время запуска.
Настоящее изобретение осуществлено с учетом вышеизложенной ситуации, и его задача заключается в обеспечении устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов, которое способно обеспечить запуск системы за короткий промежуток времени при сохранении стабильного жидкого состояния катализатора и условий реакции, а также обеспечить процесс его запуска и системы осуществления реакции синтеза углеводородов.
Средство для решения проблемы.
Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению предусматривает линию подачи синтез-газа, по которой синтез-газ, содержащий в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, направляют с помощью устройства подачи синтез-газа, и направленный таким образом синтез-газ подвергается сжатию, и подается первым компрессором; реактор, сконструированный для удерживания суспензии катализатора, полученной сус-пендированием твердых частиц катализатора в жидкости, при синтезе углеводородов путем осуществления контакта синтез-газа, поступающего с линии подачи синтез-газа, с суспензией катализатора; газожидкостный сепаратор, сконструированный для осуществления разделения непрореагировавшего синтез-газа и углеводородов, выведенных из реактора, на газ и жидкость; линию сброса отходящего газа, скомпонованной для выпуска части газа после разделения в газожидкостном сепараторе в виде отходящего газа за пределы системы; первая циркуляционная линия, в которой непрореагировавший синтез-газ после разделения в газожидкостном сепараторе сжимается и направляется на рецикл в реактор вторым компрессором; и вторую циркуляционную линию, скомпонованную для осуществления рециркуляции на сторону ввода в первый компрессор остаточного непрореагировавшего синтез-газа, предназначенного для введения на первую циркуляционную линию, причем часть непрореагировавшего синтез-газа после разделения газожидкостным сепаратором в момент операции запуска, когда расход синтез-газа, предназначенного для выведения из устройства для транспортировки синтез-газа в реактор, постепенно увеличивается от операционного расхода ниже операционного расхода синтез-газа, предназначенного для переработки в ходе работы с номинальным расходом, до операционного расхода синтез-газа в режиме работы при номинальным расходе.
Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению предусматривает первую циркуляционную линию и поточную линию для инертного газа, которая сообщается с впускной стороной первого компрессора газожидкостного сепаратора в качестве поточной линии для инертного газа, в которой газ в системе заменяется инертным газом в момент запуска реактора, и суспензия катализатора находится в псевдоожиженном состоянии. Кроме того, поточная линия для инертного газа также может быть использована в качестве второй циркуляционной линии.
В устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению может быть дополнительно предусмотрен узел слияния и смешения, который установлен со стороны впуска в месте, где синтез-газ, поступающий из устройства для передачи синтез-газа, входит на сторону впуска первого компрессора, и в котором непрореагировавший синтез-газ из второй циркуляционной линии сливается и смешивается с синтез-газом, поступающим из устройства для передачи синтез-газа; и терморегулятор, скомпонованный для управления смесью газов, смешанной в узле слияния и смешения таким образом, чтобы его температура была, по меньшей мере, равной или превышала температуру непрореа-гировавшего синтез-газа из второй циркуляционной линии.
Система для осуществления реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению предназначена для производства базового компонента жидкого топлива из углеводородного сырья. Данная система предусматривает устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов и блок фракционирования продукта, скомпонованный для проведения дробной перегонки базового компонента жидкого топлива из углеводородов, полученных в устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов. Устройство для передачи синтез-газа представляет собой блок производства синтез-газа, скомпонованный для осуществления риформинга углеводородного сырья с получением синтез-газа и направления синтез-газа на линию подачи синтез-газа.
Способ запуска устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению предназначен для устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов, которое предусматривает следующие компоненты: линию подачи синтез-газа, по которой синтез-газ, содержащий в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, направляется устройством для передачи синтез-газа, и направленный таким образом синтез-газ подвергается сжатию и подается первым компрессором; реактор, сконструированный для удерживания суспензии катализатора, полученной суспендированием твердых частиц катализатора в жидкости, для синтеза углеводородов путем контакта синтез-газа, подаваемого с линии подачи синтез-газа, с суспензией катализатора; газожидкостный сепаратор, скомпонованный для разделения непрореагировавшего синтез-газа и углеводородов, выведенных из реактора, на газ и жидкость; линию вывода отходящего газа, скомпонованную для выпуска части газа, полученного после разделения в газожидкостном сепараторе, в виде отходящего газа за пределы системы; первую циркуляционную линию, на которой непрореагировавший синтез-газ, полученный после разделения в газожидкостном сепараторе, подвергается сжатию и направляется на рецикл в реактор вторым компрессором; и вторую циркуляционную линию, которая сообщается с впускной стороной первого компрессора газожидкостного сепаратора. Данный процесс запуска включает первую стадию, на которой перед вводом синтез-газа в реактор инертный газ заранее вводят в реактор через линию подачи синтез-газа, при этом как первый компрессор, так и второй компрессор работают при номинальным расходе с обеспечением прохождения инертного газа через первую циркуляционную линию и вторую циркуляционную линию, благодаря чему газ, находящийся в системе, заменяется инертным
газом с отходящим газом, выведенным и линии сброса отходящего газа, и суспензия катализатора является псевдоожиженной; вторую стадию, на которой синтез-газ вводят через линию подачи синтез-газа в таком состоянии, когда первый компрессор работает с номинальным расходом, в реактор, который находится в режиме, при котором суспензия катализатора является псевдожиженной, при осуществлении первой стадии при величине расхода ниже операционного расхода в ходе работы при номинальном расходе, непрореагировавший синтез-газ, выведенный из реактора и разделенный в газожидкостном сепараторе, протекает через первую циркуляционную линию при работе второго компрессора с номинальным расходом, а также остаточный непрореагировавший синтез-газ, предназначенный для введения в первую циркуляционную линию, часть непрореагировавшего синтез-газа после разделения в газожидкостном сепараторе протекает через вторую циркуляционную линию на сторону впуска первого компрессора, который работает с номинальным расходом, благодаря чему газ в системе заменяется синтез-газом, отходящим газом, выведенным с линии вывода отходящего газа, и расход при подаче синтез-газа с линии подачи синтез-газа также поддерживается при постоянном значении расхода, который ниже операционного расхода в ходе работы при номинальном расходе; и третью стадию, при которой на стадии стабильного режима реакция на второй стадии происходит постепенное повышение расхода синтез-газа, предназначенного для введения в реактор с линии подачи синтез-газа, в то время как расход непрореагировав-шего синтез-газа, предназначенного для прохождения по второй циркуляционной линии, постепенно уменьшается, и расход синтез-газа, предназначенного в итоге для ввода в реактор через линию подачи синтез-газа, повышается до величины операционного расхода синтез-газа, который перерабатывается при работе с номинальным расходом. Полезные эффекты изобретения.
Согласно настоящему изобретению во время операции запуска, когда количество введенного синтез-газа, предназначенного для введения в реактор, должно постепенно повышаться от низкого расхода, безопасность которого предварительно подтверждена, до номинального расхода, при подтверждении того, что реакция протекает стабильно, непрореагировавший синтез-газ может быть введен через вторую циркуляционную линию со стороны впуска первого компрессора для сжатия синтез-газа. Таким образом, можно дополнить нехватку расхода относительно номинального расхода синтез-газа при работе первого компрессора с номинальным расходом за счет использования непрореагировавшего синтез-газа. Таким образом, например, при операции запуска, в которой нет какого-либо выбора, кроме ввода синтез-газа с низким расходом вначале, в целях предотвращения выхода реакции из-под контроля, первый компрессор работает с номинальным расходом при вводе в реактор смешанного газа, содержащего синтез-газ и не-прореагировавший синтез-газ, с номинальным расходом. Таким образом, можно поддерживать в реакторе стабильное жидкое состояние. Соответственно, если, по существу, не принимать во внимание влияние жидкого состояния, то постепенно повышается температура реактора, в результате чего может быть повышена химическая активность (степень конверсии), и расход синтез-газа также может быть безопасно увеличен до величины номинального расхода.
Кроме того, во время запуска перед вводом синтез-газа в реактор, газ, находящийся в системе, заменяется инертным газом. Инертный газ протекает через вторую циркуляционную линию с номинальным расходом первого компрессора, в результате чего может быть осуществлен переход к вводу синтез-газа в качестве следующей стадии при сохранении в реакторе стабильного жидкого состояния. Таким образом, в момент запуска уменьшается количество событий, требующих внимания и отслеживания, и работа упрощается. Кроме того, жидкое состояние в реакторе может сохраняться постоянным, давая возможность, таким образом, сократить промежуток времени, необходимый для перехода к стабильной работе с номинальным расходом. Более того, поскольку производительность первого компрессора, предназначенного для сжатия синтез-газа, может быть использована полностью без работы при низком расходе, можно повысить производительность.
Согласно настоящему изобретению поточная линия, которая используется в качестве поточной линии для инертного газа, также используется в качестве второй циркуляционной линии, через которую протекает непрореагировавший синтез-газ. Таким образом, можно использовать установки с максимальной эффективностью, а также не допустить повышения затрат.
Согласно настоящему изобретению возможно предотвратить любые осложнения, которые будут обусловлены тем фактом, что незначительное количество масляного содержимого, содержащегося в не-прореагировавшем синтез-газе, подвергается конденсации в ходе операции рециркуляции непрореагиро-вавшего синтез-газа. В результате, оказывается возможным гарантировать стабильную работу первого компрессора.
Согласно настоящему изобретению стадия риформинга углеводородного сырья с получением синтез-газа, стадия обеспечения взаимодействия синтез-газа, благодаря которому осуществляется производство углеводородов, и стадия фракционирования базового компонента жидкого топлива из углеводородов могут быть осуществлены последовательно. Таким образом, возможно стабильно производить базовый компонент жидкого топлива, который является конечным продуктом.
Согласно настоящему изобретению в момент запуска инертный газ может протекать через вторую циркуляционную линию за счет работы первого компрессора с номинальным расходом. Поэтому в каче
стве следующей стадии может быть осуществлен переход к вводу синтез-газа при сохранении стабильного жидкого состояния в реакторе. Кроме того, в ходе и после осуществления перехода к вводу синтез-газа первый компрессор работает с номинальным расходом, в результате чего смешанный газ, содержащий синтез-газ и непрореагировавший синтез-газ, может быть введен в реактор с номинальным расходом. Таким образом, можно поддерживать в реакторе стабильное жидкое состояние. Соответственно, если, по существу, не принимать во внимание влияние жидкого состояния, постепенно повышается температура в реакторе, благодаря чему может быть повышена химическая активность (степень конверсии), и расход синтез-газа также может быть безопасно увеличен до номинального расхода. Следовательно, сокращается количество событий, требующих внимания и отслеживания во время запуска, и работа упрощается.
Кроме того, жидкое состояние в реакторе может поддерживаться постоянным, давая возможность, таким образом, сократить промежуток времени, необходимый для перехода к стабильной работе с номинальным расходом. Более того, поскольку производительность первого компрессора, предназначенного для сжатия синтез-газа, может быть использована полностью без работы с низким расходом, можно повысить производительность.
Краткое описание фигур
На фиг. 1 представлена полная схема системы синтеза жидкого топлива, включающая один из вариантов осуществления настоящего изобретения.
На фиг. 2 представлена схема устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов, показанной на фиг. 1.
На фиг. 3 представлена характеристическая зависимость изменения расхода каждого газа в ходе процесса запуска по варианту осуществления настоящего изобретения с использованием устройства фиг.
На фиг. 4 представлена характеристическая зависимость, показывающая процент загрузки синтез-газа (СГ), полное изменение расхода в реакторе и степень конверсии СО в процессе запуска по варианту осуществления настоящего изобретения устройством фиг. 2.
На фиг. 5 представлена характеристическая зависимость для сравнительного примера фиг. 3.
На фиг. 6 представлена характеристическая зависимость для сравнительного примера фиг. 4.
На фиг. 7 представлена схема традиционного устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов.
Подробное описание изобретения
Далее в настоящем описании будет дано описание одного из вариантов осуществления системы для проведения реакции синтеза углеводородов по настоящему изобретению со ссылкой на фигуры. Система синтеза жидкого топлива.
Как показано на фиг. 1, система 1 синтеза жидкого топлива (система для осуществления реакции синтеза углеводородов) 1 представляет собой промышленное предприятие, на котором осуществляют процесс GTL, который преобразует углеводородное сырье, такое как природный газ, в жидкое топливо. Данная система 1 синтеза жидкого топлива включает блок 3 производства синтез-газа, блок 5 синтеза ФТ (устройство для осуществления реакции синтеза углеводорода) и блок 7 облагораживания. Блок 3 производства синтез-газа осуществляет риформинг природного газа, который выполняет функции углеводородного сырья, с получением синтез-газа, содержащего газообразный монооксид углерода и газообразный водород. Блок 5 синтеза ФТ производит жидкие углеводородные соединения из полученного синтез-газа по реакции синтеза ФТ. Блок 7 облагораживания осуществляет гидроочистку жидких углеводородных соединений, синтезированных по реакции синтеза ФТ, с получением жидких топлив и других продуктов (таких как прямогонный бензин, керосин, газойль и парафин). Ниже описаны структурные элементы каждого из данных блоков.
Сначала дано описание блока 3 производства синтез-газа.
Блок 3 производства синтез-газа, например, состоит главным образом из реактора 10 обессерива-ния, установки 12 риформинга, котла-утилизатора 14, газожидкостных сепараторов 16 и 18, блока 20 удаления СО2 и сепаратора 26 водорода. Реактор 10 обессеривания состоит из гидравлического устройства обессеривания и т.п. и удаляет серосодержащие компоненты из природного газа, который выполняет функции сырья. Установка 12 риформинга осуществляет риформинг природного газа, подаваемого из реактора 10 обессеривания, с получением синтез-газа, содержащего в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода (СО) и газообразный водород (Н2). Котел-утилизатор 14 возвращает отходящее тепло синтез-газа, полученного в установке 12 риформинга, с образованием пара высокого давления. Газожидкостный сепаратор 16 разделяет воду, которая нагревается в результате теплообмена с синтез-газом в котле-утилизаторе 14, на газ (пар высокого давления) и жидкость. Газожидкостный сепаратор 18 удаляет конденсированный компонент из синтез-газа, который охлажден в котле-утилизаторе 14, и подает газовый компонент в блок 20 удаления СО2. В блоке 20 удаления СО2 имеется абсорбционная колонна (вторая абсорбционная колонна) 22 и регенерационная колонна 24. В абсорбционной колонне 22 используется абсорбент, предназначенный для абсорбирования газообразного диоксида углерода, содержащегося в синтез-газе, подаваемом из газожидкостного сепаратора 18. В регенерационной колон
не 24 протекает десорбция газообразного диоксида углерода, поглощенного абсорбентом, тем самым осуществляя регенерацию абсорбента. Сепаратор 26 водорода отделяет часть газообразного водорода, содержащегося в синтез-газе, из которого уже был отделен газообразный диоксид углерода в блоке 20 удаления СО2. В некоторых случаях, нет необходимости в установке указанного выше блока 20 удаления
СО2.
В установке 12 риформинга, например, при использовании пара и способа риформинга газообразного диоксида углерода, представленного указанными ниже уравнениями (1) и (2) химических реакций, осуществляется риформинг природного газа под действием диоксида углерода и пара и образование высокотемпературного синтез-газа, который включает в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород. Однако способ риформинга, используемый в установке 12 риформинга, не ограничен данным способом риформинга с применением пара и газообразного диоксида углерода. Например, также может быть использован способ парового риформинга, способ риформинга с частичным окислением (РОХ) при использовании кислорода, способ аутотермического риформинга (ATR), который является комбинацией способа риформинга с частичным окислением и способа парового риформинга, или способ риформинга газообразного диоксида углерода и т.д.
Химические формулы 1,2:
CH4+H20-> CO+3H2 (1)
СН4+С02-> 2СО+2Н2 (2)
Сепаратор 26 водорода установлен на боковой линии, которая ответвляется от магистрального трубопровода, который соединяет блок 20 удаления СО2 или газожидкостный сепаратор 18 с колонным бар-ботажным суспензионным реактором 30. Сепаратор 26 водорода может состоять, например, из устройства PSA (адсорбции при переменном давлении) водорода, в котором протекает адсорбция и десорбция водорода за счет перепада давления. Данное устройство PSA водорода содержит адсорбенты (такие как цеолитовый адсорбент, активированный уголь, оксид алюминия или силикагель), которым наполнены многочисленные адсорбционные колонны (на фигуре не показаны), расположенные параллельно. Последовательное повторение каждой из стадий повышения давления водорода, адсорбции, десорбции (сброса давления) и очистки каждой из данных адсорбционных колонн обеспечивает непрерывную подачу газообразного водорода высокой степени чистоты (например, чистоты приблизительно 99,999%), выделенного из синтез-газа, в устройство PSA водорода.
Способ выделения газообразного водорода, используемый в сепараторе 26 водорода, не ограничен типом способа адсорбции при переменном давлении, использованным в указанном выше устройстве PSA водорода, и, например, также может быть использован способ адсорбции водорода накопительным сплавом и способ мембранной сепарации или их комбинация.
Способ адсорбции водорода накопительным сплавом представляет собой технологию отделения газообразного водорода с использованием, например, накопительного сплава для водорода (такого как TiFe, LaNi5, TiFe(07-09), Mn(0,3-0)1) или TiMn15), который способен адсорбировать водород и выделять его при охлаждении и нагревании соответственно. В способе, осуществляемом при использовании накопительного сплава для водорода, например, адсорбция водорода при охлаждении накопительного сплава для водорода, и десорбция водорода при нагревании накопительного сплава для водорода, могут чередоваться внутри многочисленных адсорбционных колонн, содержащих накопительный сплав для водорода. Таким образом, газообразный водород, содержащийся в синтез-газе, может быть отделен и извлечен.
Способ мембранного разделения представляет собой технологию, которая предусматривает использование мембраны, состоящей из полимерного материала, такого как ароматический полиимид, для выделения из газовой смеси газообразного водорода, который обладает превосходной мембранной проницаемостью. Поскольку способ мембранного разделения не требует фазового перехода целевых разделяемых материалов для достижения разделения, то требуется меньше энергии для осуществления операции разделения, что означает, что эксплуатационные расходы будут ниже. Кроме того, в связи с тем, что конструкция устройства мембранного разделения является простой и компактной, затраты на обслуживание установки являются низкими, и площадь поверхности, необходимая для монтажа установки, является небольшой. Кроме того, в разделительной мембране нет какого-либо приводного устройства, и стабильный диапазон рабочих режимов является широким, что предлагает другое преимущество, заключающееся в сравнительно простом обслуживании установки.
Далее следует описание блока 5 синтеза ФТ.
Блок 5 синтеза ФТ включает, главным образом, например, реактор 30, газожидкостный сепаратор 34, сепаратор 36, газожидкостный сепаратор 38, первую установку 40 для фракционирования. В реакторе 30 используется реакция синтеза ФТ для синтеза жидких углеводородных соединений из синтез-газа, полученного в указанном выше блоке 3 производства синтез-газа, т.е. из газообразного монооксида углерода и газообразного водорода. Газожидкостный сепаратор 34 отделяет воду, которая была нагрета при прохождении через теплообменную трубку 32, расположенную в реакторе 30, до состояния пара (пара среднего давления) и жидкости. Сепаратор 36 соединен со средней секцией реактора 30 и разделяет катализатор и жидкие углеводородные соединения. Газожидкостный сепаратор 38 соединен с верхней ча
стью реактора 30 и охлаждает любой непрореагировавший синтез-газ и газообразные углеводородные соединения. Первая установка 40 для фракционирования осуществляет дробную перегонку на ряд фракций жидких углеводородных соединений, которые поступили из реактора 30 через сепаратор 36 и газожидкостный сепаратор 38.
Реактор 30 является примером реактора, в котором протекает синтез жидких углеводородных соединений из синтез-газа, и работает как реактор синтеза ФТ, в котором осуществляется синтез жидких углеводородных соединений из синтез-газа по реакции синтеза ФТ. Реактор 30 сформирован, например, реактором типа барботажной колонны с суспензионным слоем, в котором содержится суспензия, состоящая главным образом из частиц катализатора и масляной среды (жидкой среды, жидких углеводородов), внутри емкости колонного типа. Реактор 30 осуществляет синтез газообразных или жидких углеводородных соединений из синтез-газа по реакции синтеза ФТ. В частности, в реакторе 30 синтез-газ, который представляет собой сырьевой газ, поступает в виде пузырьков газа с распределительной тарелки, расположенной в нижней части реактора 30, и данные пузырьки газа проходят через суспензию, которая получена суспендированием частиц катализатора в масляной среде. В данном суспендированном состоянии газообразный водород и газообразный монооксид углерода, содержащиеся в синтез-газе, взаимодействуют друг с другом с образованием углеводородных соединений, как показано следующим уравнением (3) химической реакции.
Химическая формула 3:
2 nH2+nCO-" (-СН2 -) "+nH20 (3)
В данном случае, в вышеописанной реакции процент газообразного монооксида углерода, поглощенного в реакторе, относительно газообразного монооксида углерода (СО), поданного в блок 5 синтеза ФТ, в настоящем описании называется "степень конверсии СО". Степень конверсии СО рассчитывается в процентах по молярному расходу газообразного монооксида углерода в газе, который протекает в блоке 5 синтеза ФТ, за единицу времени (молярный расход синтез-газа к СО), и молярному расходу газообразного монооксида углерода в отходящем газе, проходящем в единицу времени через линию 37 вывода отходящего газа из блока 5 синтеза ФТ (молярный расход отходящего газа к СО). Т.е. степень конверсии СО определяется по следующей формуле (4):
(молярный расход синтез-газа к СО)-(молярный
Степень конверсии СО ~ расход отходящего pasa к СО)
молярный РАСХОД синтез-raea х СО
Кроме того, поскольку реакция синтеза ФТ является экзотермической реакцией, реактор 30 представляет собой реактор теплообменного типа, имеющий теплообменную трубу 39, установленную в реакторе 30. В реактор 30 подают, например, воду (BFW: подпиточная вода для котла) в качестве охлаждающей жидкости, так что теплота реакции синтеза ФТ может быть использована в виде пара среднего давления при теплообмене между суспензией и водой.
Более того, как показано на схеме, изображенной на фиг. 2, помимо реактора 30, газожидкостного сепаратора 38 и линии 37 вывода отходящего газа, в блоке 5 синтеза ФТ предусмотрена линия 31 подачи синтез-газа, по которой синтез-газ, содержащий в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, передают блоком 3 производства синтез-газа (устройством передачи синтез-газа), и синтез-газ сжимается и подается первым компрессором 34; первая циркуляционная линия 32, в которой непрореагировавший синтез-газ после разделения в газожидкостном сепараторе 38 подвергается сжатию и направляется на рецикл в реактор 30 вторым компрессором 35; и вторая циркуляционная линия 33, которая обеспечивает циркуляцию на сторону ввода первого компрессора 34 остаточного непрореагировавшего синтез-газа, вводимого в первую циркуляционную линию 32, часть не-прореагировавшего синтез-газа после разделения в газожидкостном сепараторе 38 в момент операции запуска, когда количество синтез-газа, предназначенного для введения из блока 3 производства синтез-газа в реактор 30, постепенно увеличивается в вводимом количестве от операционного расхода, ниже операционного расхода синтез-газа, предназначенного для переработки в ходе работы с номинальным расходом (например, 70%, при условии, что операционный расход во время работы с номинальным расходом принимается равным 100%), до операционного расхода синтез-газа во время работы с номинальным расходом (100% расход).
В данном случае, одна из линий для инертного газа, который протекает в системе в момент запуска реактора 30, также работает в качестве второй циркуляционной линии 33. Кроме того, как показано на фиг. 2, когда установлен сетчатый фильтр 36 на всасывающей трубе для удаления посторонних примесей, содержащихся во введенном газе, в месте, где синтез-газ, направленный из блока 3 производства синтез-газа, входит со стороны ввода в первый компрессор 34, на стороне впуска сетчатого фильтра 36 на всасывающей трубе устанавливают блок 45 слияния и смешения, в котором непрореагировавший синтез-газ из второй циркуляционной линии 33 сходится и смешивается с синтез-газом, направленным из блока 3 производства синтез-газа. Затем также устанавливают терморегулирующее устройство 47, которое осуществляет управление смесью газов, смешанных в блоке 45 слияния и смешения таким образом, что его температура Тс, по меньшей мере, равна или выше температуры Та непрореагировавшего синтез-газа со второй циркуляционной линии 33.
Далее дано описание блока 7 облагораживания. Блок 7 облагораживания включает, например, реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции, реактор 52 гидроочистки средних дистиллятов, реактор 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина, газожидкостные сепараторы 56, 58 и 60, вторую установку 70 для фракционирования и стабилизатор 72 прямогонного бензина. Реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции соединен с нижней частью первой установки 40 для фракционирования. Реактор 52 гидроочистки средних дистиллятов соединен со средней секцией первой установки 40 для фракционирования. Реактор 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина соединен с верхней частью первой установки 40 для фракционирования. Газожидкостные сепараторы 56, 58 и 60 установлены таким образом, чтобы соответствовать реакторам 50, 52 и 54 гидрогенизации соответственно. Вторая установка 70 для фракционирования отгоняет жидкие углеводородные соединения, поступающие из газожидкостных сепараторов 56 и 58. Стабилизатор 72 прямогонного бензина перегоняет жидкие углеводородные соединения, содержащиеся во фракции прямогонного бензина, поступающей из газожидкостного сепаратора 60 и прошедшей парциальную перегонку во второй установке 70 для фракционирования. В результате, стабилизатор 72 прямогонного бензина осуществляет выпуск бутана и компонентов легче бутана в виде отходящего газа, и извлекает компоненты, имеющие число атомов углерода от пяти или больше, в качестве товарного прямогонного бензина.
Далее следует описание процесса синтеза жидкого топлива из природного газа в ходе работы с номинальным расходом (процесса GTL) с использованием системы 1 синтеза жидкого топлива, имеющей вышеописанную схему.
Природный газ (основным компонентом которого является CH4) подается в качестве углеводородного сырья в систему 1 синтеза жидкого топлива из внешнего источника подачи природного газа (на фигуре не показан), такого как месторождение природного газа или завод по переработке природного газа. Указанный выше блок 3 производства синтез-газа обеспечивает риформинг природного газа с получением синтез-газа (смеси газов, содержащей в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород).
В частности, сначала вышеописанный природный газ вводят в реактор 10 обессеривания вместе с газообразным водородом, отделенным в сепараторе 26 водорода. В реакторе 10 обессеривания серосодержащие компоненты, входящие в состав природного газа, преобразовываются в сероводород под действием введенного газообразного водорода и катализатора гидрообессеривания. Кроме того, в реакторе 10 обессеривания образовавшийся сероводород поглощается и удаляется агентом обессеривания, таким как ZnO. Таким образом, при предварительном обессеривании природного газа можно предотвратить уменьшение активности катализаторов, использованных в установке 12 риформинга, реакторе 30 и т.д., под действием серы.
Природный газ (который также может включать диоксид углерода), обессеренный таким способом, подают в установку 12 риформинга после смешивания с газообразным диоксидом углерода (СО2), поступающим из источника подачи углекислого газа (на фигуре не показан), и паром, генерированным в котле-утилизаторе 14. В установке 12 риформинга, например, осуществляется риформинг природного газа газообразным диоксидом углерода и паром в указанном выше процессе риформинга пар-диоксид углерода, в результате чего образуется высокотемпературный синтез-газ, включающий в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород. В это же время, например, топливный газ и воздух для горелки, установленной в установке 12 риформинга, подается на установку 12 риформинга, и теплота сгорания топливного газа в горелке используется для обеспечения необходимой температуры реакции для указанной выше реакции риформинга пар-газообразный диоксид углерода, которая является эндотермической реакцией.
Высокотемпературный синтез-газ (например, 900°С, 2,0 МПа), полученный таким способом в установке 12 риформинга, поступает в котел-утилизатор 14 и охлаждается (например, до 400°С) в результате теплообмена с водой, протекающей через котел-утилизатор 14, рекуперируя, таким образом, отработанное тепло синтез-газа.
В это же время вода, нагретая синтез-газом в котле-утилизаторе 14, поступает в газожидкостный сепаратор 16. В газожидкостном сепараторе 16 вода, нагретая синтез-газом, разделяется на пар высокого давления (например, от 3,4 до 10,0 МПа) и воду. Отделенный пар высокого давления подают в установку 12 риформинга или в другие внешние устройства, тогда как отделенную воду возвращают в котел-утилизатор 14.
Тем временем, синтез-газ, охлажденный в котле-утилизаторе 14, поступает либо в абсорбционную колонну 22 блока 20 удаления СО2, либо в реактор 30, после отделения и удаления конденсированной жидкой фракции из синтез-газа в газожидкостном сепараторе 18. В абсорбционной колонне 22 газообразный диоксид углерода, содержащийся в синтез-газе, поглощается абсорбентом, находящимся в абсорбционной колонне 22, в результате чего из синтетического газа удаляется газообразный диоксид углерода. Абсорбент, который поглотил газообразный диоксид углерода в абсорбционной колонне 22, выгружают из абсорбционной колонны 22 и вводят в регенерационную колонну 24. Затем абсорбент, введенный в регенерационную колонну 24, нагревают, например, паром, и подвергают десорбционной обработке для осуществления десорбции газообразного диоксида углерода. Десорбированный газообраз
ный диоксид углерода выводят из регенерационной колонны 24 и вводят в установку 12 риформинга, где он может быть повторно использован для указанной выше реакции риформинга.
Синтез-газ, полученный таким образом в блоке 3 производства синтез-газа, поступает в реактор 30 указанного выше блока 5 синтеза ФТ. В это же время отношение компонентов состава синтез-газа, подаваемого в реактор 30, доводят до отношения компонентов состава, подходящего для осуществления реакции синтеза ФТ (например, H2:CO=2:1 (молярное отношение)). Кроме того, повышают давление синтез-газа, подаваемого в реактор 30, до давления, подходящего для осуществления реакции синтеза ФТ (например, приблизительно 3,6 МПа) с помощью компрессора (на фигуре не показан), установленного на линии, соединяющей блок 20 удаления СО2 с реактором 30.
Кроме того, часть синтез-газа, из которого отделен газообразный диоксида углерода в указанном выше блоке 20 удаления СО2, также подается в сепаратор 26 водорода. В сепараторе 26 водорода газообразный водород, содержащийся в синтез-газе, отделяется путем адсорбции и десорбции с использованием перепада давлений (PSA водорода), как рассмотрено выше. Отделенный газообразный водород непрерывно поступает из газгольдера или т.п. (на фигуре не показан) через компрессор (на фигуре не показан) в различные реакторы, использующие водород (например, реактор 10 обессеривания, реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции, реактор 52 гидроочистки средних дистиллятов, реактор 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина и т.д.) в системе 1 синтеза жидкого топлива, в которых протекают соответствующие реакции с использованием водорода.
Далее, в блоке 5 синтеза ФТ протекает синтез жидких углеводородных соединений по реакции синтеза ФТ из синтез-газа, произведенного в указанном выше блоке 3 производства синтез-газа.
В частности, синтез-газ, из которого отделен газообразный диоксид углерода в указанном выше блоке 20 удаления СО2, направляют в реактор 30 через суспензию, включающую катализатор, содержащийся в реакторе 30. В течение этого времени в реакторе 30 газообразный монооксид углерода и водород, содержащиеся в синтез-газе, взаимодействуют друг с другом по указанной выше реакции синтеза ФТ с образованием углеводородных соединений. Кроме того, в ходе данной реакции синтеза ФТ теплота реакции синтеза ФТ поглощается водой, протекающей через теплообменную трубку 32 реактора 30, и вода, нагретая данной теплотой реакции, преобразуется в пар. Данный пар направляют в газожидкостный сепаратор 34 и разделяют на водный конденсат и газовую фракцию. Воду возвращают в трубчатый теплообменник 32 и газовую фракцию направляют во внешнее устройство в виде пара среднего давления (например, от 1,0 до 2,5 МПа).
Жидкие углеводородные соединения, синтезированные в реакторе 30 таким способом, выводят из среднего зоны реактора 30 в виде суспензии, которая включает частицы катализатора, и данная суспензия поступает в сепаратор 36. В сепараторе 36 введенная суспензия разделяется на катализатор (твердую фракцию) и жидкую фракцию, содержащую жидкие углеводородные соединения. Часть отделенного катализатора возвращают в реактор 30, тогда как жидкую фракцию вводят в первую установку 40 для фракционирования. Газообразные побочные продукты, включающие непрореагировавший в реакции синтеза ФТ синтез-газ и газообразные углеводородные соединения, образовавшиеся в реакции синтеза ФТ, выводят из верхней части реактора 30. Газообразные побочные продукты, выведенные из реактора 30, направляют в газожидкостный сепаратор 38. В газожидкостном сепараторе 38 введенные газообразные побочные продукты охлаждаются и разделяются на конденсат из жидких углеводородных соединений и газовую фракцию. Отделенные жидкие углеводородные соединения выводят из газожидкостного сепаратора 38 и направляют в первую установку 42 фракционирования.
Отделенную газовую фракцию выводят из газожидкостного сепаратора 38 с частью газовой фракции, предназначенной для повторного введения в реактор 30. В реакторе 30 непрореагировавший синтез-газ (СО и H2), содержащийся в повторно вводимой газовой фракции, повторно используют для проведения реакции синтеза ФТ. Кроме того, часть газовой фракции, выведенной из газожидкостного сепаратора 38, выводят по линии 37 выпуска отходящего газа за пределы системы и используют в качестве топлива, или из данной газовой фракции могут быть извлечены топлива, эквивалентные LPG (сжиженному углеводородному газу).
В первой установке 42 для фракционирования жидкие углеводородные соединения (с различным числом атомов углерода), поступающие из реактора 30 через сепаратор 41 и газожидкостный сепаратор 38 описанным выше способом, подвергаются дробной перегонке на фракцию прямогонного бензина (с температурой кипения ниже приблизительно 150°С), средний дистиллят (с температурой кипения приблизительно от 150 до 360°С) и парафиновую фракцию (с температурой кипения, превышающей приблизительно 360°С). Жидкие углеводородные соединения парафиновой фракции (главным образом C22 или выше), выведенные из нижней части первой установки 42 для фракционирования, направляют в реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции. Жидкие углеводородные соединения среднего дистиллята, эквивалентные керосину и газойлю (главным образом от С11 до C21), выведенные из средней зоны первой установки 42 для фракционирования, подают в реактор 52 гидроочистки среднего дистиллята. Жидкие углеводородные соединения фракции прямогонного бензина (главным образом от C5 до C10), выведенные из верхней части первой установки 42 для фракционирования, подают в реактор 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина.
В реакторе 50 гидрокрекинга парафиновой фракции осуществляют гидрокрекинг жидких углеводородных соединений парафиновой фракции с высоким числом атомов углерода (углеводороды приблизительно C22 или выше), выведенных из нижней части первой установки 42 для фракционирования с использованием газообразного водорода, поданного из указанного выше сепаратора 26 водорода, с понижением числа атомов углерода до 21 или меньше. В данной реакции гидрокрекинга происходит разрыв С-С связей углеводородных соединений с большим числом атомов углерода. Данный процесс обеспечивает конверсию углеводородных соединений с большим числом атомов углерода в углеводородные соединения с меньшим числом атомов углерода. Кроме того, в реакторе 50 гидрокрекинга парафиновой фракции параллельно с реакцией гидрокрекинга протекает реакция гидроизомеризации линейных насыщенных углеводородных соединений (нормальных парафинов) с образованием разветвленных насыщенных углеводородных соединений (изопарафинов). Это улучшает текучесть при низких температурах продуктов гидрокрекинга парафиновой фракции, что является необходимым свойством базового компонента жидкого топлива. Кроме того, в реакторе 50 гидрокрекинга парафиновой фракции в ходе процесса гидрокрекинга также протекает реакция гидродеоксигенации кислородсодержащих соединений, таких как спирты, и реакция гидрогенизации олефинов, каждые из которых могут содержаться в парафиновой фракции, которая играет роль сырья. Продукты, включающие жидкие углеводородные соединения процесса гидрокрекинга и выведенные из реактора 50 гидрокрекинга парафиновой фракции, подают в газожидкостный сепаратор 56, где они разделяются на газ и жидкость. Отделенные жидкие углеводородные соединения вводят во вторую установку 70 для фракционирования, и отделенную газовую фракцию (которая включает газообразный водород) направляют в реактор 52 гидроочистки средних дистиллятов и реактор 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина.
В реакторе 52 гидроочистки средних дистиллятов протекает гидроочистка жидких углеводородных соединений среднего дистиллята, эквивалентного керосину и газойлю, которые имеют число атомов углерода среднего диапазона величин (приблизительно от С11 до С21) и которые выведены из средней зоны первой установки 42 для фракционирования. В реакторе 52 гидроочистки средних дистиллятов газообразный водород, подаваемый из сепаратора 26 водорода через реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции, используют для осуществления процесса гидроочистки. В данной реакции гидроочистки оле-фины, содержащиеся в указанных выше жидких углеводородных соединениях, подвергаются гидрогенизации с образованием насыщенных углеводородных соединений, и кислородсодержащие соединения, такие как спирты, содержащиеся в жидких углеводородных соединениях, подвергаются гидродеоксиге-нации и преобразовываются в насыщенные углеводородные соединения и воду. Кроме того, в данной реакции гидроочистки также протекает реакция гидроизомеризации, в ходе которой линейные насыщенные углеводородные соединения (нормальные парафины) изомеризуются и преобразовываются в разветвленные насыщенные углеводородные соединения (изопарафины), улучшая тем самым текучесть при низкой температуре товарного масла, что является необходимым свойством для жидкого топлива. Продукт, включающий подвергнутые гидроочистке жидкие углеводородные соединения, разделяют на газ и жидкость в газожидкостном сепараторе 58.
Отделенные жидкие углеводородные соединения направляют во вторую установку 70 для фракционирования, и отделенную газовую фракцию (которая включает газообразный водород) повторно используют для проведения указанной выше реакции гидрогенизации.
В реакторе 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина жидкие углеводородные соединения фракции прямогонного бензина, которые имеют низкое число атомов углерода (приблизительно от C10 или меньше) и выведены из верхней части первой установки 40 для фракционирования, подвергаются гидроочистке. В реакторе 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина газообразный водород, поступающий из сепаратора 26 водорода через реактор 50 гидрокрекинга парафиновой фракции, используют для осуществления гидроочистки. В реакции гидроочистки фракции прямогонного бензина протекают главным образом реакция гидрогенизации олефинов и гидроизомеризация кислородсодержащих соединений, таких как спирты. Продукт, включающий подвергнутые гидроочистке жидкие углеводородные соединения, разделяют на газ и жидкость в газожидкостном сепараторе 60. Отделенные жидкие углеводородные соединения подают в стабилизатор 72 прямогонного бензина, и отделенную газовую фракцию (которая включает газообразный водород) повторно используют для проведения указанной выше реакции гидрогенизации.
Во второй установке 70 для фракционирования жидкие углеводородные соединения, поступающие из реактора 50 гидрокрекинга парафиновой фракции и реактора 52 гидроочистки средних дистиллятов описанным выше способом, претерпевают дробную перегонку на углеводородные соединения с числом атомов углерода C10 или меньше (с температурами кипения ниже приблизительно 150°С), фракцию керосина (с температурой кипения приблизительно от 150 до 250°С), фракцию газойля (с температурой кипения приблизительно от 250 до 360°С) и некрекированную парафиновую фракцию (с температурой кипения, превышающей приблизительно 360°С) из реактора 50 гидрокрекинга парафиновой фракции. Некре-кированную парафиновую фракцию получают из нижней части второй установки 70 для фракционирования, и ее возвращают в положение выше по потоку от реактора 50 гидрокрекинга парафиновой фракции. Керосин и газойль выводят из средней зоны второй установки 70 для фракционирования. Тем вре
менем, газообразные углеводородные соединения с C10 или меньше выводят из верхней зоны второй установки 70 для фракционирования и подают в стабилизатор 72 прямогонного бензина.
В стабилизаторе 72 прямогонного бензина углеводородные соединения с C10 или меньше, которые поступили из реактора 54 гидроочистки фракции прямогонного бензина и претерпели дробную перегонку во второй установке 70 для фракционирования, перегоняются, и в качестве продукта получают прямо-гонный бензин (от С5 до С10). Соответственно, из нижней части стабилизатора 72 прямогонного бензина выводят прямогонный бензин высокой степени очистки. При этом отходящий газ, включающий главным образом углеводородные соединения с предварительно определенным числом атомов углерода или меньше (C4 или меньше), которые не являются целевым продуктом, выводят из верхней части стабилизатора 72 прямогонного бензина. Данный отходящий газ используют в качестве топочного газа или, альтернативно, из отходящего газа может быть выделено топливо, эквивалентное LPG.
Далее предоставлено описание способа запуска блока 5 синтеза ФТ.
В данном случае установленный первый компрессор 34 и второй компрессор 35 имеют, по существу, одинаковую производительность. При условии, что реактор 30 имеет операционный расход 100 при работе с номинальным расходом, как первый компрессор 34, так и второй компрессор 35 разделяет и принимает на себя долю расхода 50 каждый. Поэтому, например, когда реактор 30 работает с 70%-ной нагрузкой, то первый компрессор 34 должен работать с расходом 35 (50x0,7=35) при условии, что реактор 30 работает с номинальным операционным расходом 100. Если компрессор работает с производительностью ниже номинальной производительности, то главным образом используется так называемый способ перепуска, в котором выпускная сторона компрессора становится его впускной стороной. Поэтому, когда компрессор работает с расходом 70%, то перепуск выполняется при 30%, при этом компрессор фактически работает с полной производительностью 100%.
Далее следует описание работы в момент запуска и изменения расхода и т.д. На фиг. 3 представлена характеристическая кривая, которая показывает изменение расхода каждого газа, когда осуществляется способ запуска по одному из вариантов осуществления настоящего изобретения. На фиг. 4 представлена характеристическая кривая, которая показывает процент от загрузок синтез-газа (СГ) в данный момент времени, изменения суммарного расхода реактора и степень конверсии СО. Кроме того, на фиг. 5 представлена характеристическая кривая для сравнительного примера по отношению к фиг. 3. На фиг. 6 представлена характеристическая кривая для сравнительного примера по отношению к фиг. 4.
Как показано на фиг. 3, в момент запуска, перед вводом синтез-газа в реактор 30, в качестве первой стадии газообразный азот (свежий N2) заранее вводят в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа. Первый компрессор 34 и второй компрессор 35, оба работают с номинальным расходом (работают с расходом 100 (50+50)), и газообразный азот протекает через первую циркуляционную линию 32 и вторую циркуляционную линию 33, в результате чего газ в системе заменяется газообразным азотом с отходящим газом, выведенным через линию 37 выпуска отходящего газа, и суспензия катализатора в реакторе 30 псевдоожижается (часть, обозначенная как "а" на фиг. 3).
Далее, на второй стадии синтез-газ (свежий СГ) вводят с расходом (например, 35) ниже операционного расхода (50) в ходе работы с номинальным расходом через линию 31 подачи синтез-газа в состоянии, когда первый компрессор 34 работает с номинальным расходом (100% работы=расход 50), в реактор 30, который находится в состоянии, когда суспензия катализатора находится в псевдоожиженном состоянии в результате проведения первой стадии. Непрореагировавший синтез-газ, который выведен из реактора 30 и разделен в газожидкостном сепараторе 38, протекает через первую циркуляционную линию 32 при работе второго компрессора 35 с номинальным расходом (100% работы=расход 50). Кроме того, введенный в первую циркуляционную линию 32 остаточный непрореагировавший синтез-газ (расход 15) из непрореагировавшего синтез-газа, полученного после разделения в газожидкостном сепараторе 38, втекает со стороны впуска первого компрессора 34, который работает с номинальным расходом, через вторую циркуляционную линию 33. На фигуре непрореагировавший синтез-газ обозначен как R/C SG. Благодаря этому, газ в системе заменяется синтез-газом с отходящим газом, выведенным через линию 37 выпуска отходящего газа, и расход при подаче синтез-газа из линии 31 подачи синтез-газа поддерживают на уровне постоянного расхода (35), который ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом. Кроме того, одновременно с этим, в реакторе 30 постепенно повышается температура, в результате чего также повышается степень конверсии СО (что является частью, обозначенной как "b" на фиг. 3).
Далее, на третьей стадии, на стадии, когда реакция становится стабильной на второй стадии, постепенно повышается расход синтез-газа, вводимого в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа, и постепенно уменьшается расход непрореагировавшего синтез-газа, предназначенного для прохождения через вторую циркуляционную линию 33. И наконец, расход синтез-газа, вводимого в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа, повышается до операционного расхода (50) синтез-газа, который перерабатывается в ходе работы с номинальным расходом (часть, обозначенная как "с", на фиг. 3).
После этого может быть выполнен переход к работе с номинальным расходом.
Далее следует описание сравнительного примера.
Как показано на фиг. 5, на первой стадии сравнительного примера перед вводом синтез-газа в реак
тор 30 свежий газообразный азот (свежий N2) заранее вводят в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа. Первый компрессор 34 работает на 70% (с расходом 35), и второй компрессор 35 работает с номинальным расходом (расходом 50) с протеканием газообразного азота через первую циркуляционную линию 32 и вторую циркуляционную линию 33. Благодаря этому газ в системе заменяется газообразным азотом с отходящим газом, выведенным с линии 37 вывода отходящего газа, и суспензия катализатора в реакторе 30 также псевдоожижается. В данном случае, газообразный азот (R/C N2), предназначенный для циркуляции, протекает с расходом 85 (часть, обозначенная как "а", на фиг. 5).
Далее, на второй стадии свежий синтез-газ (свежий СГ) вводят с расходом 35 через линию 31 подачи синтез-газа в реактор 30, который находится в состоянии, когда суспензия катализатора находится в псевдоожиженном состоянии после проведения первой стадии, причем первый компрессор 34 работает на 70%. Непрореагировавший синтез-газ (R/C SG), выведенный из реактора 30 и разделенный в газожидкостном сепараторе 38, протекает через первую циркуляционную линию 32 при работе второго компрессора 35 с номинальным расходом (работа на 100%). После начала введения синтез-газа нагнетаемый газ из первого компрессора 34 полностью преобразуется в синтез-газ. Поэтому расход газа из второй циркуляционной линии 33 становится равным нулю. Затем выполняют вышеописанную операцию, которая обеспечивает замещение газа, находящегося в системе, синтез-газом с отходящим газом, выведенным через линию 37 вывода отходящего газа, и расход при подаче синтез-газа с линии 31 подачи синтез-газа сохраняется постоянным, равным 35, который ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом. Кроме того, одновременно с этим постепенно повышается температура в реакторе 30 и степень конверсии СО соответствующим образом повышается (часть, обозначенная как "b", на фиг. 5).
Далее, на третьей стадии, на стадии, где реакция становится стабильной на второй стадии, постепенно повышается расход синтез-газа, вводимого в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа, и, наконец, расход синтез-газа, вводимого в реактор 30 через линию 31 подачи синтез-газа, повышается до величины операционного расхода (50) синтез-газа, который обрабатывают в ходе работы с номинальным расходом (часть, обозначенная как "с", на фиг. 5). После этого может быть выполнен переход к работе с номинальным расходом.
При проведении вышеописанной операции суммарное количество вводимого в реактор 30 газа (суммарная подача Rx), количество вводимого свежего синтез-газа (загрузка свежего СГ) и степень конверсии СО (СО конв.) изменяются, как показано на фиг. 4 и 6.
Как рассмотрено выше, согласно варианту осуществления настоящего изобретения газообразный азот в момент запуска протекает через первую циркуляционную линию 32 и вторую циркуляционную линию 33 при работе первого компрессора 34 и второго компрессора 35 с номинальным расходом (50+50). Благодаря этому может быть осуществлен переход к вводу синтез-газа в качестве следующей стадии при сохранении стабильного жидкостного режима в реакторе 30. Кроме того, во время и после осуществления перехода к вводу синтез-газа смесь газов, содержащая синтез-газ и непрореагировавший синтез-газ, может быть введена в реактор 30 с номинальным расходом первым компрессором 34, работающим с номинальным расходом. Т.е. расход (35) синтез-газа, протекающего в первый компрессор 34, суммируется с расходом (15) из второй циркуляционной линии 33 с обеспечением расхода 50 и расходом 50 из первой циркуляционной линии 32, в результате чего ввод газа происходит с достаточным требуемым расходом 100, который эквивалентен номинальному расходу. Следовательно, в реакторе 30 может поддерживаться стабильный жидкостной режим. Благодаря этому, если, по существу, не принимать во внимание влияние жидкостного режима, то в реакторе 30 постепенно повышается температура, и соответствующим образом повышается химическая активность (степень конверсии). Кроме того, расход синтез-газа может быть безопасным образом повышен до величины номинального расхода. Таким образом, уменьшается вероятность событий, требующих внимания и отслеживания в момент запуска, что упрощает работу.
Более того, по сравнению со сравнительным примером, жидкое состояние может постоянно сохраняться в реакторе 30 в течение всего времени, в результате чего промежуток времени необходимый для перехода к работе с номинальным безопасным расходом, может быть значительно сокращен (время может быть сокращено приблизительно до 17 ч, тогда как в сравнительном примере требовалось приблизительно 46 ч). Более того, поскольку производительность первого компрессора 34, который осуществляет сжатие синтез-газа, может быть использована полностью без работы с низким расходом, то можно обеспечить повышение производительности.
Кроме того, количество вводимого в реактор 30 синтез-газа поддерживается на уровне низкого расхода, безопасность которого подтверждена заранее, температура в реакторе 30 постепенно повышается при подтверждении стабильности реакции, повышая тем самым, химическую активность (степень конверсии), и непрореагировавший синтез-газ может быть направлен через вторую циркуляционную линию 33 на сторону впуска первого компрессора 34, который осуществляет сжатие синтез-газа в момент операции запуска, когда необходимо повысить расход синтез-газа до величины номинального расхода. Таким образом, непрореагировавший синтез-газ может быть использован для восполнения недостаточности расхода относительно номинального расхода синтез-газа, когда первый компрессор 34 работает с номинальным расходом.
Т.е., например, при операции запуска, в которой нет какого-либо выбора, кроме запуска вводом синтез-газа с низким расходом, для предотвращения выхода реакции из-под контроля, первый компрессор 34 работает с номинальным расходом, и смешанный газ, содержащий синтез-газ и непрореагировав-ший синтез-газ, вводят в реактор 30 с номинальным расходом, тем самым, поддерживая стабильное жидкое состояние в реакторе 30. Благодаря этому, если, по существу, не принимать во внимание влияние жидкого состояния, то в реакторе 30 постепенно повышается температура с повышением химической активности (степени конверсии), и расход синтез-газа может быть безопасным образом повышен до величины номинального расхода.
Кроме того, линия, которую используют в качестве поточной линии для инертного газа, также используют как вторую циркуляционную линию 33 для осуществления циркуляции непрореагировавшего синтез-газа. Таким образом, можно использовать установки в максимальной степени и избежать повышения затрат.
Кроме того, температуру газа после смешения синтез-газа с непрореагировавшим синтез-газом регулируют таким образом, чтобы она была равна или превышала температуру непрореагировавшего синтез-газа в ходе рециркуляции непрореагировавшего синтез-газа. Благодаря этому возможно предупредить любые нежелательные явления в результате конденсации незначительного количества масла, содержащегося в непрореагировавшем синтез-газе. Как результат, оказывается возможным гарантировать стабильную работу первого компрессора 34.
Далее в настоящем описании будет рассмотрено описание изобретения на конкретном примере.
Для стабилизации режима текучести в реакторе 30, где использована вторая циркуляционная линия 34 для осуществления циркуляции непрореагировавшего синтез-газа со стороны впуска в первый компрессор 34, температура синтез-газа составляла 33°С, температура непрореагировавшего синтез-газа составляла 34°С, и температура газа после смешения составляла 33°С. Сразу после начала работы контрольное давление в сетчатом фильтре 36 на всасывающем трубопроводе постепенно повышали, что вызывало операционные сложности. Поэтому повышали температуру раствора аминов, предназначенного для абсорбции газообразного диоксида углерода на стадии удаления CO2, в результате чего температура синтез-газа повышалась до 38°С. Затем температура газа после смешения также повышалась до 38°С. Контрольное давление в сетчатом фильтре 36 на всасывающей трубе возвращалось, по существу, к нормальному значению, что позволяло продолжить работу.
В случае, когда температура Tb синтез-газа ниже температуры Та циркулирующего непрореагиро-вавшего синтез-газа, смешение синтез-газа с непрореагировавшим синтез-газом может привести к конденсации масляного компонента, содержащегося в незначительном количестве в непрореагировавшем синтез-газе. Налипание сконденсированного масляного компонента на сетчатый фильтр всасывающего трубопровода компрессора будет постепенно забивать сетчатый фильтр. В результате, контрольное давление на сетчатом фильтре с течением времени повышается и делает невозможным стабильную работу компрессора. Вследствие этого, сложно обеспечить стабильную скорость потока газа, необходимую для осуществления циркуляции через вторую циркуляционную линию 34. Таким образом, температура Тс синтез-газа после смешения становится выше, чем температура Та циркулирующего непрореагировавше-го синтез-газа, что дает возможность осуществления операции таким образом, чтобы масло, содержащееся в незначительном количестве в непрореагировавшем синтез-газе, не подверглось конденсации вследствие понижения температуры после смешения непрореагировавшего циркулирующего синтез-газа с синтез-газом.
Например, при осуществлении процесса для предотвращения уменьшения количества вводимого в реактор 30 газа из-за снижения абсорбционной способности аминов к поглощению высокосернистого газа и всасывающей силы компрессора на стадии удаления CO2, температура синтез-газа устанавливается постоянно на 2-5°С выше температуры циркулирующего газа. Благодаря этому температура смеси газов после их смешения становится выше температуры непрореагировавшего синтез-газа, и, таким образом, устраняется возможность конденсации масла, содержащегося в незначительных количествах в непрореагировавшем синтез-газе. В результате, можно обеспечить стабильную работу компрессора в ходе операции циркуляции.
Однако, если диапазон повышения температуры газа, полученного после смешения, является небольшим, то конденсацию масла можно предотвратить в недостаточной степени. Если диапазон повышения температуры газа, полученного после смешения, является чрезмерно большим, то всасывающая сила компрессора снижается, что в результате уменьшает количество вводимого в реактор 30 газа. Кроме того, абсорбционная способность раствора амина относительно высокосернистого газа уменьшается, что приводит к невозможности соответствия требованиям по необходимой производительности. Таким образом, температуру устанавливают таким образом, чтобы диапазон ее превышения составлял приблизительно 2-5°С. Таким образом, оказывается возможным как предотвращение забивания сетчатого фильтра 36 на всасывающей трубе компрессора, так и обеспечения абсорбционной способности раствора амина к поглощению высокосернистого газа.
В результате, можно предотвратить конденсацию масла в сетчатом фильтре 36 на всасывающей трубе компрессора, а также обеспечить стабильную работу компрессора 34 в течение длительного вре
мени. Кроме того, поскольку компрессор 34 работает стабильно в течение длительного промежутка времени, то можно поддерживать в реакторе 30 стабильный жидкостной режим и осуществлять стабильное производство базового компонента жидкого топлива по технологии GTL (газ в жидкость).
Может быть выбран любой способ увеличения температуры синтез-газа после смешения. Кроме того, предусмотрено терморегулирующее устройство, так что температура синтез-газа перед смешением с непрореагировавшим синтез-газом не увеличивается, но температура смешанного газа в итоге оказывается выше температуры непрореагировавшего синтез-газа, тем самым позволяя решить проблему конденсации масла.
Кроме того, в вышеописанном варианте осуществления настоящее изобретение рассмотрено на примере процесса запуска устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов. Настоящее изобретение не должно ограничиваться им, и может быть применимым к случаю, когда блок синтеза ФТ работает при сохранении низких загрузок, когда, по тем или иным причинам, необходимо, чтобы скорость введения в реактор количества синтез-газа была ниже величины номинального расхода, и к случаю, когда расход синтез-газа постепенно повышается от указанного выше состояния до номинального расхода.
Промышленная применимость
Настоящее изобретение относится к устройству для осуществления реакции синтеза углеводородов, способу его запуска и системе для осуществления реакции синтеза углеводородов. Настоящее изобретение способно обеспечить запуск системы за короткий промежуток времени при сохранении стабильного жидкого состояния катализатора и условий реакции.
Описание ссылочных обозначений:
3: блок производства синтез-газа (устройство отправки синтез-газа);
5: блок синтеза ФТ (устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов);
7: блок облагораживания (блок фракционирования продукта);
30: реактор;
31: линия подачи синтез-газа;
32: первая циркуляционная линия;
33: вторая циркуляционная линия;
34: первый компрессор;
35: второй компрессор;
36: сетчатый фильтр на всасывающей трубе;
37: линия вывода отходящего газа;
38: газожидкостный сепаратор.
ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
1. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов, включающее
линию подачи синтез-газа, на которой предусмотрено подающее устройство для направления синтез-газа, содержащего в качестве основных компонентов газообразный монооксид углерода и газообразный водород, и первый компрессор для сжатия и подачи направленного синтез-газа;
реактор, скомпонованный для удерживания суспензии катализатора, полученной суспендированием твердых частиц катализатора в жидкости, для проведения синтеза углеводородов приведением в контакт синтез-газа, поступающего с линии подачи синтез-газа, с суспензией катализатора;
газожидкостный сепаратор, скомпонованный для разделения непрореагировавшего синтез-газа и углеводородов, выведенных из реактора, на газ и жидкость;
линию вывода отходящего газа, скомпонованную для вывода части газа, полученного после разделения в газожидкостном сепараторе, в виде отходящего газа за пределы системы;
первую циркуляционную линию, на которой установлен второй компрессор для сжатия части не-прореагировавшего синтез-газа из отходящего газа и возвращения в реактор;
вторую циркуляционную линию, скомпонованную для осуществления циркуляции оставшегося не-прореагировавшего синтез-газа на сторону ввода первого компрессора, обеспечивающую подачу синтез-газа в момент операции запуска реактора для поступления синтез-газа во все возрастающем количестве от операционного расхода, который ниже операционного расхода синтез-газа, перерабатываемого в ходе работы с номинальным расходом, до операционного расхода синтез-газа в ходе работы с номинальным расходом, и
блок слияния и смешения, который установлен на стороне впуска в месте, где синтез-газ, направленный подающим устройством для синтез-газа, поступает на впускную сторону первого компрессора, и обеспечивающий слив и смешение непрореагировавшего синтез-газа из второй циркуляционной линии с синтез-газом, направленным подающим устройством для синтез-газа; где
во время операции запуска реактора вторая циркуляционная линия обеспечивает соединение не-прореагировавшего синтез-газа с исходным синтез-газом, компенсируя, таким образом, недостаток подачи синтез-газа, когда первый компрессор подачи синтез-газа работает с номинальным расходом, и
во время операции запуска реактора смешанный газ из смеси синтез-газа и непрореагировавшего синтез-газа подается через блок слияния и смешения в реактор при номинальном расходе, обеспечиваемом первым компрессором.
2. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по п.1, где
в устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов предусмотрена первая циркуляционная линия и поточная линия для инертного газа, которая соединена со стороной ввода первого компрессора газожидкостного сепаратора, причем первая циркуляционная линия и поточная линия для входящего газа служат в качестве поточной линии для инертного газа, в которой газ, находящийся в системе, заменяется инертным газом в момент запуска реактора, а также псевдоожижается суспензия катализатора, и где
поточную линию для инертного газа также используют в качестве второй циркуляционной линии.
3. Устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по п.1 или 2, дополнительно включающее терморегулирующее устройство, скомпонованное для управления смешанным газом, смешанным в блоке слияния и смешения таким образом, что его температура становится, по меньшей мере, равной или превышающей температуру непрореагировавшего синтез-газа из второй циркуляционной линии.
4. Система осуществления реакции синтеза углеводородов для производства базового компонента жидкого топлива из углеводородного сырья, где система осуществления реакции синтеза углеводородов включает
устройство для осуществления реакции синтеза углеводородов по любому из пп.1-3 и блок фракционирования продукта, скомпонованный для проведения дробной перегонки базового компонента жидкого углеводородного топлива, произведенного в устройстве для осуществления реакции синтеза углеводородов, где
подающее устройство для синтез-газа представляет собой блок производства синтез-газа, скомпонованный для осуществления риформинга углеводородного сырья, с получением синтез-газа и направления синтез-газа в линию подачи синтез-газа.
5. Способ запуска устройства для осуществления реакции синтеза углеводородов по любому из пп.1-3, включающий
первую стадию, на которой перед вводом синтез-газа в реактор в него заранее вводят инертный газ через линию подачи синтез-газа, как первый компрессор, так и второй компрессор работают с номинальным расходом с обеспечением прохождения инертного газа через первую циркуляционную линию и вторую циркуляционную линию, благодаря чему газ в системе заменяется инертным газом с отходящим газом, выведенным из линии вывода отходящего газа, а также происходит псевдоожижение суспензии катализатора;
вторую стадию, на которой синтез-газ вводят через линию подачи синтез-газа и сжимают первым компрессором, работающим с номинальным расходом, в реактор, находящийся в состоянии, в котором осуществляется псевдоожижение суспензии катализатора, при проведении первой стадии с расходом ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом, непрореагировавший синтез-газ, выведенный из реактора и отделенный в газожидкостном сепараторе, протекает через первую циркуляционную линию при работе второго компрессора с номинальным расходом, а также остаточный непро-реагировавший синтез-газ, вводимый в первую циркуляционную линию, часть непрореагировавшего синтез-газа после отделения в газожидкостном сепараторе проходит через вторую циркуляционную линию на впускную сторону первого компрессора, который работает с номинальным расходом, благодаря чему газ в системе заменяется синтез-газом с отходящим газом, выведенным из линии вывода отходящего газа, и расход при подаче синтез-газа с линии подачи синтез-газа также поддерживают на постоянной норме расхода, которая ниже операционного расхода в ходе работы с номинальным расходом; и
третью стадию, на которой на стадии стабилизации режима реакции на второй стадии постепенно повышают расход синтез-газа, вводимого в реактор через линию подачи синтез-газа, в то время как расход непрореагировавшего синтез-газа, проходящего через вторую циркуляционную линию, постепенно снижается, и расход синтез-газа, вводимого в реактор через линию подачи синтез-газа, повышают до операционного расхода синтез-газа, перерабатываемого в ходе работы с номинальным расходом.
Свежий N2
Свежий синтез-газ
Сжшга &мый в фэк &ле
отходящий газ
--R/C N2
R/C SG
20 30
время (ч) Фиг. 6
Евразийская патентная организация, ЕАПВ Россия, 109012, Москва, Малый Черкасский пер., 2
023881
- 1 -
023881
- 1 -
023881
- 1 -
023881
- 1 -
023881
- 4 -
023881
- 15 -
100
023881
- 16 -
100
023881
- 16 -
100
023881
- 16 -