专利名称：天然气的转化的制作方法
技术领域：
存在多种方法以将天然气(NG)转化为液体。这些方法中的大多数是基于催化性费-托(Fischer-Ti^psch)反应以将重整的合成气转化为石油液体。存在一些非费-托合成方法，其通过将甲烷裂解和氢化处理(hydro-treating)成为乙烯将NG转化为液体。这些方法具有使用固定床、移动床、流化床或淤浆相反应器(浆液相反应器)的工艺反应器结构。在与反应器单元独立的精炼厂配置中，这些方法也使用分馏单元。本发明涉及能够用于提高反应速率和分馏装置分离效率的改进的反应器设计结构。这导致提高的经济规模，并能够用于更紧凑和更为成本有效的整体工厂设计。
背景技术：
用于NG到石油液体的转化的工艺通常被称为“气体至液体”(GTL)工艺。整体转化过程涉及对所使用的技术是针对技术具体的一些个别的处理步骤。这些具体的步骤也取决于所使用的原料和中间反应产物或者所选择的处理路线。处理步骤一般遵循以下序列:a.原料供应过程-对于传统的GTL工厂，通过众多生产井从生产天然气田直接提取NG。然而，也可以由压缩天然气(CNG)源或涉及再气化的液化天然气(LNG)储罐提供天然气。b.原料调整过程-当直 接从井口进料时，必须对NG进行水和烃露点控制，以及处理任何存在的酸性气体。对于CNG和LNG原料，在压缩之前已经调整过NG因此不需要进一步调整。c.重整过程-大量的重整工艺路线是可用的。蒸汽重整、部分氧化重整、和自热重整是转化甲烷(CH4) (NG通常是85%至99%的甲烷)成为由一氧化碳(CO)和氢气(H2)组成的合成气的相同基础处理顺序的所有变化方式。取决于所使用的转化方法，合成气可以具有不同的碳-氢比率。在进一步的下游烃链增长反应中，碳-氢比率至关重要。d.乙烯裂解过程-对于通过乙炔/乙烯路线的NG至液体的转化，没有使用重整过程以形成碳链增长前体或反应物。在这个过程中，甲烷(CH4)在高温下缺氧条件下裂解为乙炔(C2H2),其使用氢将乙炔氢化处理为乙烯(C2H4)15乙烯是含有在受控条件下促进碳原子数链增长的反应性的多官能性分子。e.合成气调整-在需要时，通过除去过量的二氧化碳(CO2)和氮气(N2),以任何再循环的气体将合成气调整为纯的合成气。f.氢气净化过程-含有主要是氢(H2)的主组成的再循环气体，在它与合成气在反应器内混合作为反应器进料气体之前，必须以至少90vol%浓度的氢清洗。取决于所使用的技术，氢单元通常是膜或变压吸附单元。g.空气分离过程-此步骤取决于所使用的重整工艺以及在重整技术中是否需要纯氧。因此，在一般的氧气生产装置中，可将适用于GTL处理的空气分离过程用于重整反应物。这通常是变压吸附、膜或低温分离过程所特有的。
h.主反应过程-GTL工艺的核心是将调整后的反应器进料气体(Cl (CO)或C2)转化为大多在C4至C2tl碳原子数范围内的较长链长的烃类产物。最常见的处理路线是通过催化的费-托工艺，其中的碳原子数断链是所使用的工艺温度和压力以及反应器的类型和催化剂(铁与钴)的函数。对于乙烯反应路线，使用在功能上与费-托催化剂类似的碱性烃链增长催化剂或酸性沸石。然而，由于在工艺分子中不存在氧，因此反应机理不同，即来自重整器的进料气体(如一氧化碳，CO)中的氧仅适用于费-托反应。对于乙烯处理，仅存在烃类并且水不作为反应产物形成。因此，这具有一些处理装置的益处。现有技术的反应器设计具有在固定床、移动床、流化床或淤浆相结构中的催化剂。1.来自主反应器的反应产物包含碳基化合物的混合物，其必须精制到商业产品规格。这包括汽油和柴油基产品，以及液化石油气(LPG)、煤油、航空燃料、轻馏分烯烃和较重的蜡和裂解型原料产物。在精炼厂中，主要根据沸点差和蒸馏切分点(蒸馏截取点，distillation cut points),使用多个分懼塔来分离这些产品。j.蒸汽和发电过程-虽然所有的轻馏分废气都可以燃烧，但它们通常用作能量源以驱动锅炉系统或发电单元。k.效用过程一由使用废气产生的电力或共同产生(co-generated)的蒸汽作为工厂或联合装置(complex)广泛效用用于能量优化。也可以提供轻馏分废气作为效用燃料气体用于在联合装置周围的多个燃烧器单元中使用。提供从空气分离过程中分离的氮气作为在联合装置周围用于安全惰性化和覆盖目的效用。现有技术的描述在德国第一次使用了由Franz Fischer和Hans Tropsch开发的传统工艺，并于1926年在美国申请了专利。催化剂是铁基催化剂并在固定床反应器中使用。费-托法(Fisher-Tropsch法)用于由源于气化煤的合成气生产石油液体。在二十世纪五十年代在南非商业化使用了该煤至液体(CTL)技术以将煤炭转化为汽车燃料。在南非建立了另外两个基于费-托法的CTL精炼厂联合装置。这两个联合装置使用了基于移动床技术的改进的反应器设`计。这些反应器被称为Synthol反应器。在二十世纪九十年代末期，使用流化床技术将Synthol反应器改进为高级Synthol反应器。随后意识到，可以使用费-托技术将重整的NG转化为液体。在二十世纪八十年代末期由南非政府在南非莫塞尔湾(Mossel Bay, South Africa)建立了联合装置,基于Synthol反应器系统将NG转化为液体。该联合装置目前由PetroSA所拥有。2005年卡塔尔石油公司(QPC)在卡塔尔的Ras Laffan的叫做0RYXGTL的合资企业中建立了 GTL工厂。所使用的反应器结构是使用改进的第四代淤浆相蒸馏工艺的淤浆相反应器。壳牌(Shell)公司和其它公司最近开发了与基础费-托GTL工艺类似的技术，并在也位于Ras Laffan的Pearl GTL合资公司中，与卡塔尔石油公司(QPC)—起使之商业化。这将是世界上最大的GTL投资并且它是基于壳牌固定床技术的。在合成气(C0/H2)至最终液体产物转化的正向过程中，费-托反应是放热反应。由催化的反应释放大量热量，并且必须通过费-托反应器中的散热器来去除。在费-托反应器中已经使用了下列除热设计:
a)固定床管式反应器(这是第一代工艺)具有在反应器的管内的固定催化剂床。该反应器的结构类似于壳式与管式换热器并在反应器的壳侧使用熔融盐或水以消除在管中产生的热量。也可以在装填于管内的催化剂的区段内插入惰性催化剂以促进稀释效应并防止反应热点(reaction hot spots)。需要精确的设计模型以在每个管中正确设计装填区段以防止热点和失控反应(run-away reactions)。散发进入熔融盐的热量或直接由蒸汽沸腾散发的热量，被有效地转化成高压和高温出口蒸汽，并在石化联合装置内可以用作公用工程(common utility)。在固定床反应器中的该流动结构类似于活塞流模型。气态进料反应物和所形成的产物通常是气相的，并以显著的速度通过催化剂。这导致与反应性损失相关的催化剂移动、磨损和最终形成催化剂细粉。固定床结构给出主要在蜡范围内的烃类产品，需要蜡后续裂解为汽油和柴油范围内的汽车用产品。b)移动床反应器(这是第二代工艺)，其特征在于，反应器的顶部上的大的180°塔顶(overheads)弯曲以促进反应产物和催化剂的气体或蒸汽相流动。这是相当大的瑞流并与固定床结构相比引起了在反应动力学方面的显著改善。催化剂细粉的形成被加速，并且需要更硬的、更坚固的催化剂。另一个缺点是夹带的催化剂是腐蚀性的，使塔顶弯曲部分(塔顶弯曲段)变薄危及装置完整性。在与流体催化裂化器旋风分离器坡口(cyclone bank)类似的旋风分离器坡口中将催化剂与蒸汽流分离后，在骤冷区中除热。将催化剂再循环到主反应器中并且将 分离的骤冷液体产物用于后处理(再生，work-up)。骤冷水被转化为蒸汽并作为联合装置公用源输出。c)流化床反应器(这是第三代工艺)使用进料气体流以提供压降用于使催化剂颗粒成为流化状态或悬浮状态。将除热管安装在使水沸腾的反应器内，以促进散热和稳定反应器温度。将液体和蒸汽相的产品提取出来，并后处理为石油产品。将沸水以蒸汽输出至联合装置。反应产物通常在轻馏分和中间馏分范围内并且不需要后续裂化以提供汽车燃料。借助于上曳夹带(upward drag entrainment)与重力相平衡而使流化床催化剂保持为悬浮状态。这种现象对本领域技术人员是众所周知的。催化剂以流化状态连续移动从而倾向于产生催化剂细粉并磨损。细粉具有增加的表面对体积比率并提升出流化床。这导致床层中的催化剂活性降低。取决于所选择的反应温度和压力，催化剂可以是铁基或钴基的。d)现有技术的商业化方法(第四代工艺)采用了使用淤浆相反应器的最新OryxGTL装置，在反应器中通过具有悬浮的费-托催化剂的液相反应床，使气态进料反应物鼓泡以形成淤浆(浆体)。在热交换管中除热并将水产生蒸汽。淤浆相过程主要是集中于柴油生产的中间馏分过程。反应器温度、压力和钴催化剂有利于在柴油燃料范围内的碳原子数。同样，淤浆相催化剂颗粒在液体淤浆的恒定混合湍流中，并生成细粉。虽然较流化床反应器更少，但仍然存在活性损失。W001/36066公开了根据费-托法用于生产烃类的装置和方法。该装置包括催化性蒸馏反应器，其中将反应物进料至催化性蒸馏反应器中进行催化反应以形成烃类。特别的，描述了在结构化的金属丝网装填材料中的颗粒状催化剂的装填，该装填提供了低分离效率。由于没有以有效的方式从反应介质中除去水，较低的分散效率导致了从气体到液体产物的较低转化速率；反应介质中水的存在驱动该反应的平衡有利于起始材料(即合成气体)而非产品(即烃类)。更具体地，催化剂的这种“茶袋”型装填的存在导致蒸馏不佳。蒸汽通道和“热点”(即温度过高的局部区域)控制是困难的。其结果是，由于蒸馏不佳，在蒸馏区段与反应区段内不容易严格控制操作参数。US6265452公开了用于由气态反应物生产液体和气态产物的方法，其中水平再沸反应容器直接与连接至再沸器蒸汽空间的蒸馏塔接合。在再沸反应容器中形成的蒸汽产物被煮沸进入蒸馏塔。在反应容器内不发生蒸馏(除了以单段沸腾平衡的液体外)。此结构与常规的其中在单一平衡段中将蒸汽产物连续煮沸并从反应介质中分离出来的淤浆相反应器类似。在两个单独的容器中发生反应和蒸馏，意味着不可能在催化剂区域内多级分离，导致较低的总转化率和分离效率。
发明内容
与在先的工艺、包括第四代的淤浆相工艺相比，我们建立了显著地改进了 GTL工艺的途径。本发明使用催化性蒸馏塔以促进费-托反应。该反应方法可以利用在蒸馏塔内填料段中的常规费-托催化剂以同时促进反应动力学和蒸馏产品后处理。通过蒸馏分离的方式从反应区域持续除去反应产物，特别是水，以显著提高的动力学推动正向反应。催化剂区域内产物的分馏也简化了进一步的产物后处理。在填充床区段内的分馏步骤和氢化处理(hydro-treating)催化剂(在氧化招基板上的贵金属_即抗腐蚀和抗氧化的金属，如钼、金、钯、银、锇、铑、钌和铱)促进了进一步产物后处理和对规格的处理。在第一方面，本发明提供了由权利要求1所限定的用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃类的方法。在第二方面，本发明提供了由权利要求34所限定的方法。在第三方面，本发明提供了由权利要求35所限定的反应性蒸馏塔。由从属权利要求限定的本发明的其它特征。
现在对附图进行参考，其中:图1是根据现有技术的方法和装置的示意图；图2是根据本发明的方法和装置的一种实施方式的示意图；和图3是用于在根据本发明的方法和装置中使用的反应性蒸馏塔的一种实施方式的示意图。图4是本发明的反应性蒸馏塔的一种实施方式的示意图。
具体实施例方式参照图1示出了现有技术的方法和装置。分别经由流股102和104将天然气和蒸汽进料至重整器100。经由流股108将空气进料至空气分离单元106，在此空气被分离为富氧流股110和富氮流股112。将富氮流股112进料至装置公用设备，其是一般设计的114。分别经由 流股118和120也将天然气和蒸汽进料至氢净化单元116。单元116经由流股122输出氢，将其进料至重整器100。单元116也经由流股124输出尾气，其被进料至公用设备114。这些流股通常包含组成低至中热值的燃料气体的氢和轻质烃类的混合物，可以用作联合装置周围的公用气体。从氢净化单元输出的部分氢可以经由流股128进料至精炼厂(精炼装置)126。精炼厂126本质上是蒸馏塔，并且将在下面更详细地说明。来自于重整器100的输出是合成气。经由流股132将该输出进料至费-托反应器130。费-托反应器130可以是高温费-托反应器或低温费-托反应器。高温反应器使用铁催化剂(或在特定应用中的钴催化剂)主要是用于生产汽油和烯烃。反应温度通常是300-350° C，并且压力通常是2000-3000kPa。低温反应器使用钴催化剂(虽然淤浆反应器可以使用钴或铁)主要是用于生产蜡和柴油。反应温度通常是200-250° C，并且压力通常是2000-3000kPa。费-托法中使用的催化剂对本领域技术人员是众所周知的。钴基催化剂可以是，例如，氧化钴、Co-Th02/KieSelguhr催化剂、以Ru和碱性氧化物助效的Co-AlO2催化剂。在本说明书中，表述“钴催化剂”或“钴基催化剂”是指任何在费-托法中有用的含钴催化剂。铁基催化剂可以是铁氧化物。在本说明书中，“铁催化剂”或“铁基催化剂”是指任何在费-托法中有用的含铁催化剂。可使用的其它催化剂包括镍或镍基催化剂以及钌或钌基催化剂。在某些情况下可以使用氢化处理(hydro-treating)催化剂和沸石催化剂。下表中示出了由每种反应器类型可能获得的典型产品分布。
权利要求
1.一种用于氢和一氧化碳的混合物形成烃类的反应性蒸馏的装置，包括: 塔，包括至少一个包含催化剂区域和非催化剂区域的组合的蒸馏和反应区域； 位于所述塔内的有孔的装载管，包括装载在所述管内的催化剂；和 塔盘结构，使得在所述催化剂区域内液体和气体均能够与所述催化剂接触。
2.根据权利要求1所述的装置，包括2、3、4、5、6、7、8或更多个组合的蒸馏和反应区域。
3.根据权利要求1或2所述的装置，其中，所述有孔的装载管基本上延所述塔的垂直轴延伸，并且被构造为蒸汽能够使所述有孔的装载管上升，并且液体能够使所述有孔的装载管下降。
4.根据前述权利要求任何一项所述的装置，其中，非催化剂区限定在所述塔内部并在所述有孔的装载管外部的空间。
5.根据前述权利要求 任何一项所述的装置，其中，所述塔盘结构包括至少一个圆盘塔盘和至少一个圆环塔盘。
6.根据权利要求5所述的装置，其中，所述圆环塔盘包含凹陷-溢出塔盘。
7.根据权利要求5或6所述的装置，其中，所述圆环塔盘包含外部溢流堰。
8.根据前述权利要求任何一项所述的装置，进一步包括至少一个筛板塔盘和/或至少一个浮阀塔盘。
9.根据权利要求5至8任何一项所述的装置，其中，所述或每个塔盘的外部空间包括在所述或每个塔盘内的孔。
10.根据权利要求5至9任何一项所述的装置，其中，所述或每个塔盘包含堰。
11.根据权利要求5至10任何一项所述的装置，其中，所述或每个塔盘的所述堰具有限定在所述或每个塔盘上保留的液体的最大液面高度的堰高度，并且其中所述堰高度是可调的。
12.根据前述权利要求任何一项所述的装置，其中，所述有孔的装载管的底部包含金属丝网或筛。
13.根据前述权利要求任何一项所述的装置，进一步包括中心催化剂堰管。
14.根据前述权利要求任何一项所述的装置，其中，无催化剂区域和所述有孔的装载管的直径是可控的以促进特定的热去除和反应的热量控制。
15.根据前述权利要求任何一项所述的装置，进一步包括用于将蒸汽从所述塔的顶部弓I导至适合于将从所述塔的顶部引导的蒸汽冷凝或部分冷凝的回流冷凝器的装置。
16.根据前述权利要求任何一项所述的装置，进一步包括适合于加热所述塔内流体的再沸器。
17.一种用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃类的方法，包括在反应性蒸馏塔内，在升高的温度和压力下将氢和一氧化碳与合适的催化剂接触而反应。
18.根据权利要求17所述的方法，进一步包括在所述反应性蒸馏室中加热甲烷以提供裂解的甲烷，并骤冷所述裂解的甲烷。
19.根据权利要求17或18所述的方法，进一步包括在所述反应性蒸馏室中氢化处理氢和一氧化碳之间的所述反应的产物和/或所述裂解的甲烷的所述骤冷的产物。
20.根据权利要求17、18或19所述的方法，其中，用于使氢和一氧化碳反应的所述催化剂典型地是T1、V、Cr、Mn、Fe、Co、N1、Cu、Zn、Mo、Ta和W的过渡金属催化剂，Ru、Rh、Pd、Ag、Re、Os、Ir、Pt、Au、Hg和Tl的贵金属催化剂，沸石催化剂，或代表性地是包括PTSA的均相液体酸催化剂。
21.根据权利要求19或20所述的方法，其中，使用氢化处理催化剂进行所述氢化处理步骤。
22.根据权利要求18至21任何一项所述的方法，其中，在快速燃烧和骤冷室中进行所述甲烷裂解步骤。
23.根据权利要求17至22任何一项所述的方法，其中，用于使所述氢和一氧化碳反应的所述催化剂是钴基催化剂或铁基催化剂。
24.根据权利要求17至23任何一项所述的方法，其中，在IkPa(绝对压力)至IOOOOkPa的范围内，优选IOOOkPa至4000kPa的压力下进行所述反应。
25.根据权利要求17至24任何一项所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第一催化剂的存在下，在20° C至850° C的范围内，或更优选100° C至350° C的温度下操作所述塔的第一段。
26.根据权利要求17至25任何一项所述的方法，其中，在用于使所述氢气和一氧化碳反应的第二催化剂的存在下，在20° C至850° C的范围内，或更优选100° C至350° C的温度下操作所述塔的第二段。
27.根据权利要求25或26所述的方法，其中，所述第一段中的温度与所述第二段中的温度不问。
28.根据权利要求25、26或27所述的方法，其中，用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第一催化剂与用于 使所述氢气和一氧化碳反应的所述第二催化剂不同。
29.根据权利要求25至28任何一项所述的方法，其中，所述第一段中的所述温度是从200至300° C并且用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第一催化剂是铁基催化剂。
30.根据权利要求25至29任何一项所述的方法，其中，所述第二段中的所述温度是从300至400° C并且用于使所述氢气和一氧化碳反应的所述第二催化剂是钴基催化剂。
31.根据权利要求17至30任何一项所述的方法，进一步包括:控制反应性蒸馏回流比率以控制由所述反应产生的每种烃的碳原子数和比例。
32.根据权利要求17至31任何一项所述的方法，进一步包括:使用在所述反应中产生的蒸汽从所述催化剂中除去杂质以提高所述催化剂寿命。
33.根据权利要求17至32任何一项所述的方法，其中，在所述反应性蒸馏塔内使用由所述反应所产生的放出热量以加热和/或煮沸流体。
34.根据权利要求17至33任何一项所述的方法，进一步包括:经由塔顶流股从所述反应性蒸馏塔内除去可冷凝的气体，并在塔顶冷凝器中冷却所述可冷凝的气体以形成冷凝的流体。
35.根据权利要求17至34任何一项所述的方法，进一步包括:从设置在反应性蒸馏塔上的一个或多个侧线采出、所述塔顶流股和/或底部流股中除去馏分以防止所述馏分进一步反应。
36.根据权利要求17至35任何一项所述的方法，进一步包括:氢化处理由氢与不饱和烃或烯烃的反应产生的烯烃和/或不饱和烃类化合物以生产饱和烃或石蜡烃。
37.根据权利要求36所述的方法，其中，使用均相/非均相液相超强酸氢化处理催化剂进行所述氢化处理步骤。
38.根据权利要求17至37任何一项所述的方法，其中，用于所述一氧化碳和氢气的所述反应的所述催化剂是固体非均相催化剂或均相液相酸催化剂。
39.根据权利要求17至38任何一项所述的方法，其中，在所述反应性蒸馏塔内，将用于所述一氧化碳和氢气与不同链长的烃的反应的所述催化剂在固定床和/或填充床内提供，或者在液体混合物中。
40.根据权利要求17至39任何一项所述的方法，进一步包括:使用至少一个侧线采出线从所述反应性蒸馏塔中取出流体，其中，所述至少一个侧线采出线进一步包括在所述反应性蒸馏塔内加热和/或冷却所述取出的流体以控制温度的装置。
41.根据权利要求17至40任何一项所述的方法，进一步包括:使用至少一个侧线采出线从所述反应性蒸馏塔中的第一位置处取出流体，并将所述取出的流体返回至所述蒸馏塔中的第二位置，其中，所述第一和第二位置是相同的或不同的。
42.根据权利要求17至41任何一项所述的方法，进一步包括:将在所述反应性蒸馏塔内产生的烃分离为一个或多个馏分，并从设置在所述反应性蒸馏塔上的一个或多个侧线采出、所述塔顶流股、和/或底部流股中除去馏分。
43.根据权利要求17至42任何一项所述的方法，包括:向所述反应性蒸馏塔提供一个或多个进料流股，其中，经由所述一个或多个进料流股将烃注入所述塔内，并且其中，所述注入的烃具有的碳链长度短于、相同于或长于所述塔内产生的所述烃的碳链长度。
44.根据权利要求17至43任何一项所述的方法，其中，以液态、气态、和/或它们的混合物提供用于在所述反应性蒸馏塔内反应的进料，包括下列一种或多种: a.天然气，优选包含含有75%至100%的甲烷，优选基本不含硫化氢和/或含硫化合物； b.合成气，包含 一氧化碳和氢气； c.裂解的甲烷气体，包含乙炔和/或具有C2至C2tl的碳原子数范围的多官能化烯烃或不饱和的化学物质； d.惰性气体,优选包含氮气和/或二氧化碳；以及 e.氢气。
45.根据权利要求17至44任何一项所述的方法，其中，从所述塔中将由所述反应产生的所述烃作为一个或多个馏分去除，并且其中所述馏分是下列的一种或多种: f.具有基本在C5至C14范围内的碳原子数的汽车燃料，其中所述汽车燃料可选地是石脑油、汽油和/或柴油； g.煤油(适合用于提供照明或作为燃料)； h.航空燃料； 1.重燃料，其中，所述重燃油具有基本在Cltl至C3tl范围内的碳原子数，可选地是船用燃料、燃料仓燃料油、锅炉燃料、焦油、浙青或蜡； j.石蜡烃族、芳族和/或烯属化合物，其可选地包括乙烯、丙烯、和/或丁烷，或可选地具有基本在C2至Cltl的碳原子数范围内的碳原子数的那些； k.燃料气体和/或非冷凝性轻馏分气体，包含基本在C1至C5范围内的碳原子数； 1.液化石油气(LPG)，具有基本在C3至C5范围内的碳原子数。
46.根据权利要求17至45任何一项所述的方法，进一步包括在所述反应性蒸馏塔内通过以下步骤的任何一项或多项控制温度的步骤: 调节侧线采出线的流速和/或温度； 调节进入所述塔的所述进料的温度和/或流速； 调节所述回流的温度、回流比率和/或流速； 调节塔底流体的沸腾速率和/或其蒸汽温度。
47.根据权利要求17至46任何一项所述的方法，进一步包括控制烃的所述碳链的生长的步骤，包括下列步骤中的任何一个或多个: 调节所述塔的温度； 调节所述塔的压力；和 调节所述回流的温度、回流比率和/或流速。
48.根据权利要求17至47任何一项所述的方法，其中，将从所述反应性蒸馏塔内除去的热量用于产生蒸汽，具有优选从IOOkPag至6000kPag的压力。
49.根据权利要求17至48任何一项所述的方法，进一步包括:将在塔顶冷凝器中冷凝的流体相分离为由所述反应产生的水和烃，其中，优选通过倾析进行相分离。
50.一种基本上如本文所描述的、参考附图的方法。
51.一种构造成执行 根据权利要求17至50任一项限定的方法的蒸馏塔。
全文摘要
公开了用于将氢和一氧化碳的混合物转化为烃的方法和装置，包括在反应性蒸馏塔内、在升高的温度和压力下使氢和一氧化碳与合适的催化剂接触而反应。
文档编号C10G45/00GK103228766SQ201180052352
公开日2013年7月31日 申请日期2011年10月31日 优先权日2010年10月29日
发明者里安·斯泰恩 申请人:Asa能源转换有限公司