V~rslag behorende ... bij het fabrieksvoorontwerp
van
, E.J .M. LOK .. P.E.A.M. BUIJS
. . . ... _ •••• - .. _ .. ~_ ... - .. _ ... -.. - ... -... '1" •• ' •• "'_ ... ~ ••• - -. -' ... .
onderwerp:
opdrachtdatum :dec. 19~3 verslagdatum : juni 1974
J
L.. L..Ou
o
o
c
·
,·
-,·
-t ) l •:1
]
J
~
Ll
o
n
n
SamenvattingIn de in dit verslag vermelde studie staat de Fischer -Tropsch reactie centraal. Via de Fischer - Tropsch reactie verkrijgt men synthetische koolwaterstoffen
door koolmonoxide te hydrogeneren.
Na een algemene beschouwing omtrent deze reactie is de literatuur vanaf 1960 nagetrokken.
Per land en per laboratorium/instituut is deze
weer-gegeven met het doel na te gaan of nieuw licht kan vallen op de reactie. Zoals verwacht, is geen
groot-scheeps onderzoek verricht, nadat de steenkool (vJaarui t
het synthesegas kan \'lorden bereid) eenmaal door de olie naar het tweede plan was ver'Vlezen.
In de Verenigde Staten (Bureau of r'lines) is het
onderzoek voortgeze~ met als resultaat een pilot-plant
van o.a. het door de Duitsers ontwikkelde hot gas
recycle process. Hierbij wordt de reactiewarmte
afge-voerd als voelbare warmte door grote hoeveelheden gas te recirculeren.
Dit proces is nader bekeken in dit verslag met als vergelijkingsmateriaal de reeds besta~nde fabriek van de SASOL in Zuid-Afrika.
De product opbrengst en -distributie van bedoeld nroces
is als gunstig beoordeeld.
Een vraagteken moet achter de warmtehuishouding gezet
vlOrden, aangezien op dit punt een uitgebreider
U
o
o
Q
o
o
o
o
L ' I I Jl
n
I , - 1 -Inhoudsopgave I Inleiding 11 De Fischer-Tropsch reactie 111 Literatuurstudie1. Stand van zaken voor 1960 2. Literatuur vanaf 1960
3.
Discussie literatuuronderzoek IV De SASOL1. Algemeen
2. Bereiding van het synthesegas
3.
De vast bed reactoren 4. Het fluide bed5.
OpmerkingenV Het Hot Gas Recycle Process ( H.G.R.P.)
1. Historische ontwikkeling
2. Verdere ontwikkelingen van het H.G.R.P. door the Bureau of nines
2.1. Alge_neen 2.2. Apparatuur en werkwijze 2.3. Experimenten 2.4. Resultaten en conclusies 2.4.1. Temperatuur 2.4.2. H 2/CO - verhoudjng 2.4.3. Space-velocity 2.4.4. Totale gas recyele 2.4.5. Cold recycle 2.4.6. Katalysatorimpregnatie 2.4.7. Katalysatoractiviteit 2.4.8. O2 - bevattende producten 2.4.9. De drukval 2.4.10. Aantal reactoren 2.4.11. Warmte/overdracht 2.5. Discussie 3
5
13
13
17
27 30 30 32 33 36 41 43 43 48 48 49 5253
53
5~53
53
-5455
55
55
56 56 5657
u
II
o
o
o
o
o
n
U
, 1 , 1 r Î ! , J]
]
VI - 2-Ontwerp van het H.G.R.P.
1. De reactor
2. Uitwerking experiment 26 G
3.
Bepaling temperatuur en druk in dewarmtewisselaars
4. De in- en uitgaande stromen van de
warmtewisselaars
5.
Het warmte:-ui tVlisselend oppervlak6. De hot gas recycle compressor
7.
Opmerkingen m.b.t. H.G.R.P.. VII Vergelijking vast bed SASOL en het H.G.R.P.
1. De totale opbrengst 2. De productdistributie
3.
De reactor met toebehoren 4. De nrocesvariabelen5.
De warmtehuishouding VIII Nabeschouwing IX LiteratuurlijstBijlage 1. Historisch overzicht van de
Fischer-58
58
6067
6872
74
75
77
77
78
73
79
79
80 81 Tropsch reactie85
Bijlage 2. Expe:;..':'rr.enten van the B-.n'eau of
l\Iines ( nummers
9
,
21, 26)91
Bijlage
3.
EXperiment 26 G met een voeding van1260 I H2+CO
95
Bijlage 4. Massastromen van het flowschema
96
Bijlage
5.
De verzadigde damps9ánningstemperaturenvan enige K.W. en water als functie van
de totaaldruk 100
Bijlage 6. De soortelijke warmten van de comp
onen-ten bij verschillende temneraturen 102 Bijlage
7.
De warmte-inhouden van enige stromen 103 Bijlage 8. Het flowschemaU
o
o
L J r -, , J , , ,,
J
n
n
n I 13
-I -INLEIDINGDoor de grote olievondsten en het steeds goedkoper
wordende transport van de olie is deze de belangrijkste grondstof voor de energievoorziening en van de chemische
en petrochemische industrie in de laatste decennia
geworden. Dit alles is ten koste van de steenkool gegaan. Momenteel doet zich -door niet nader te noemen oorzaken-een sterke stijging van de olieprijs voor.
"Indien er bovendien gelet wordt op een uitputting van de olievoorraden ,dan ligt het voor de hand dat men pro-beert alternatieven te vinden.
Een van die alternatieven is steenkool. De steenkoolvoor-raad is bijzonder groot te noemen. Zeker vijf keer zo groot als die van de ruwe 01ie(1).
Van de drie algemene methoden ter omzetting van steenkool
in uitgangsproducten voor eerder genoemde industrieën en
energievoorziening t.w. carbonisatie,directe hydrogenering
en de Fischer-Tropsch synthese, komt vooral de laatste
( in aanmerking. Sedert de grondslag voor deze indirecte
methode,hydrogenering van koolmonoxide,door Sabatier en
Senderens in 1902 heeft men zeer veel onderzoek v~rricht.
Steenkool werd daartoe omgezet in koolmonoxide en
water-stof, i'laarna het gasmengsel over een geschikte katalysator werd geleid(2).
Vooral ten tijde van de ~weede-Vlereldoorlog werden fabrieken
gebouwd, die vloeibare brandstoffen produceerden volgens bedoeld procédé.
In het begin van de jaren zestig is de laatste f abriek
in l'Jest-Europa echter dichtgegaan. Logischer\vijze is het
onderzoek op dit gebied gelijktijdig minder bevorderd
en bekend geworden. Door de veranderde situatie ten
aan-zien van de energievoorzienin~ is het daarom zinvol na
te gaan of er sinds de jaren zestig nog belangrijk werk
U
L
0
0
,0
0
0
!' L . , r 1 , 1]
l
l
l
( J rll),
.
,~ . /(rJf'
4-Aan de hand daarvan kan bekeken worden of de bekende processen uit de jaren veertig niet verbeterd kunnen worden.
Figuur 1 toont dat de synthetische brandstof uit de reeds bestaande installaties in Zuid-Afrika - waar kolen goe~koop zijn - kan concurreren met uit olie geraffineerde brandstoffen.
Op grond van gegevens uit 1970 is de kostprijs van een liter synthetische benzine
35
cent en vangeraf-fineerde benzine 10 cent
(3).
Ondertussen is de prijs
-van de olie echter onr~barend gestegen.
i
"i < E: a-50 I I....
~ 5IJ:)411b:1::
--:--t-
-I -4lDJ)I J-_~
~ ~. I I )l) I I 200 -~I!'2!!!:l.:p;:~ I:
10 100 -0 ~ -~ t"',"'tOi 147t1 I I I T i I (03) I '"'' (pu1()lklDl alI' -
0' I1-:
OJ 1.0 11 'l"'derE-' f6 • I " nlofl,'r!!
WrIt :0: (IMII lcl'lf llil 50 fjJ 7tI ~ M,.11lIl~11ç1 _ _ SI!if'l<d11t BRIl -Fig. 1 (3)-U
L
o
o
c
c
[
o
' !I
n l . , , l , I I . I • J~l
l
J
n
[l
n
- -5
-11 DE FISCHER-TROPSCH REACTIEHoewel de producten een zeer ingewikkeld mengsels vormen kan men toch de vorming \veergeven met enkele overall-vergelijkingen. Deze vergelijkingen geven niet het mechanisme aan. \'lel de stoechiometrische betrekking tussen reactanten en producten.
nCO + 2nH2---4 (-CH2-)n + nH
20 + 39,4 kcal/~ (I) 2nCO + nH2~ (-CH2-)n + nC02 + 48,9 kcal/mol (11)
nCO + 2nH2~ H(-CH2-)nOH +(n-1)H20 + 58,5 kcal/mol (111)
In plaats van alcoholen (111) kan men ook producten als aldehyden , ketonen of vetzuren nemen.
Bovenstaande hoofdreacties zijn gekoppeld aan een hele serie nevenreacties, waarvan de belangrijkste is
~
CO + H20 ) H2 + CO2 + 9,5 kcal/mol
Aan
het mechanisme is zeer veel aandacht besteed.Tot op de dag van vandaag is het een punt van discussie. Verschillende theorieën zijn gepubliceerd (o.a. carbide en carbonyl theorie). Een reactieschema van Pichler staat hieronder vermeld(3), figuur 2.
H
\;2
.
C H 2 - 0 +2H-H 0 t!104 •I , +H t " 2 11
~(CO).~~(CO).-1~1:1(CO).-1 ti • 1:1(CO)II-1
J
n
~+2Hm
u
u
a
0
0
0
0
10
' l - 6-Voor me'er uitgebreide informatie wcrdt verwezen naar de literatuur ( 4 tlm 11 ).
Beïnvloeding van de reactie(-producten) kan op velerlei wijzen geschieden -temperatuur -druk -molverhouding H2/CO -verblijf tijd -katalysator -type reactor TEl-1PERA TUUR
,r-... Verhoging van de temperatuur vergroot .-=--- de reactiesnelheid
en het gemiddelde molecuulgewicht van de gevormde produc-,
-
-ten zal afnemen (fig. 3 en 4 ). Het gehalte aan olefinen en zuurstofhoudende componenten neemt toe.
i160r---~~-,---,---~
_ 10 ?T!:ir:rta:t:!-Iron ca:a!,:it
~ 120f'-ç---~~----,---.:: E=ZC,9'czl/g-mo:. __ b fustd-uol1 ctal'lst ; 80r-__ ~~ __ ~ _ _ ~~ ___ -+:~E~~~20~,O~W~I/~i-~mo~,.~ ---]l ~ o ~ 40 t---I--=--'c"---~ ::; + Cl '-' c .20~---~~----~~---~~--~ 1.800 1. 9O'J 2.000 2.100 l.(X)() /1' (. K) 10 ,~ \_'J ... -Incrcasine am~nl1 ~ of hi.:h-me:t' g . hyt.!focarbo • Incfe3smg 3mounts of 10\'1-bc,ling hyd:oc.H ~:Jr.:)
J
Arrhenius plots oÎ spacc-time yields VB rE:ciprocnl of ahsolute temperatu:-e1;~ __ ~1~_~' __ ~~~_~ ___ ~ __ ~ 120 140 160 180 200 22U 240 Tempeló!ure, ·e ~, Fig.
3.
Fig. 4.J
l
\
~ \vtJ~"v
~
\
\ 1l
\ IX. (. J j,YJ\'--r,~l
r~ I J ].RUK Als men \.(H2.tv, CO i jde partiaalspanning van beide vergroot (dus ook
) zal het gemiddelde molecuulgewicht een stij-p
totaal
ging ondergaan. Zeer in het bijzonder zal er minder
methaan worden gevormd.Het gehalte aan zuurstofhoudende
'producten vlOrdt groter.
Bij een Cobalt-katalysator zullen minder olefinen
~
worden gevormd, terwijl bij een ijzerkatalysator het olefinengehalte niet zal wordenbeinvloed.
o
o
I
L~ • J '--,l
l
n
I l , "':J-2 OJ '" l!! c U + N :x: 175 1 X7
-Drukverhoging heeft verder als gunstig gevolg, dat de
levensduur van de katalysator vergroot \vordt.
Bij een ijzerkatalysator komen reactiesnelheid en
om-zetting op een hoger niveau, bij een cobalt-katalysator
echter niet.
De druk heeft een gunstige beinvloeding t.a.v. de
ver-bruiksverhouding.
De drukverhoging is gebonden aan een maximum vanwege
de carbonylvorming van het katalysatormateriaal(vluchtig).
Optimum bij cobalt:
5
10 atobij ijzer :10 40 ato
Bij ijzer een ruime marge, omdat de afhankelijkheid van bereiding en gassamenstelling er niet in vervlerkt is •
Tot slot, verhoging van de waterstofpartiae.lspanning
remt de koolstofvorming. Het omgekeerde effect wordt
bereikt bij stijging van de koolmonoxidepartiaal-spanning. Een illustre.tie van bovenstaande vindt men
in de figuren 4,
5,
6.Mijl !ca~o;?
I
Io A!l\all."~~ ~HII Si:df~ !
~
J 1)1:
. ' c.:a;y,t I , 320·C / ' ; / ' :
Preclp,t,:e1 c.tz l ) " ! '
I
J
Fig.5.
c' Ammon'. 'y":h.o" I ; Fluid bë1. , . '
2 Po. + I CC ga; 1 .y" ,AI
150 >--~"-'----T!--I--~'--l---'(,"~j";~
I
I
I 125 f - - - + _ 75 50 200 ~oo 60Q 800Opèr3:ing D'essu'e, psia
V:lTi:l1i,)/\ nf Cl)nvnl'~i,)[} T:lte with oper:ltill:!; prc~sllrc.
'" ,.. co '" 'in .., -= ë > . ... '" 100 -E "'-CD 50 lic;uid product
O~--~~-L~~~
__~
__L-LJ_LU;J
10 leD 1000 PreSSlJre, atm, lullucllcc.of l,r.':;i:;url' Uil yicJJs (lf j';""YlJthcsis (Tb()~. 4;J()"C).
u
[
[
[
l , , '1 , \ J]
~1
rl
, Jn
\I
'1I
, J .-, I Jr,
8 -H2/CO -VERHOUDINGAls deze verhouding stijgt, heeft dat de volgende uit-werking :
- gemiddelde molecuulgewicht van de producten daalt
-verhoging gehalte C1- en C2- koolwaterstoffen
in het bijzonder
- olefinengehalte daalt
-bij ijzerkatalysator wordt het gehalte aan
zuurstof-bevattende componenten minder
-omzettingssnelheid stijgt
-minder koolstofafzetting
VERBLIJFTIJD
Verkleining van de verblijf tijd geeft Qeer olefinen en
zuurstofhoudende componenten in het
reactie-mengels. Het gemiddelde molecuulgewicht vertoont een
verschuiving naar een lagere waarde. Op welke wijze de
omzettingsgraad wordt beinvloed toont figuur
7 .
..
tij U on t.l .2 ~ "ë: ';ij E E 0 U + -. :r Ö c 0 ~ .,;; 11 '>;' I-
--...---.---:
---.,----:-I--r---;--~-__: 1.0 , ! •..
"
~ :,
,'
-
,
~ ~--'I'>",
;
--.
--T-~---t--->I
108)
I
0.6 ~ I ~,',
I
z
O.!3 0.6 0.4 0.3 ! ",'I,
Io.~ I'-=-~--./--f--/---l---'·" " '0<--~·---i0.4 .~
" , " ! -~
.1 ,, ;
I
i
I i
• I I
I
-
~-
-
-
--1---
-
-
-
!-FU~~~ CI!,tO, -M~O-"': .. C ::at.al;stI
e,' I ! 1 H, 10 ! CO "as. ' 8 al,.., I i i O:249"C ··261'C I i : x -= cor,'Jp.r~,\)n
I
. , , L ___ ~ ___ ~_~:_~:_.~_~I_~_~ ____ ~_.~O 0.2 4 S 12 16 20 24 1.OOO/space velocity •Yari:ltbn of .:onyersion with recipr.:lr.!l.l of .,p:lce yo?bcity .
Fig.
7.
11
U
L
[
D
[
[
,-, I l . " ,,
, '\ I , J,1
'-1 I • Jl
l
l JJ}
V
9
-Een bijkomstigheid is dat bij het opvoeren van de
~y de gelijkmatige warrJte- en productafvoer
bij vast-bedsynthese wordt vergemakkelijkt en de capaciteit van de reactor wordt vergroot,in zekere mate.
KATALYSATOR
~
Ontelbare katalysatoren heeft men in der jaren
onder-zocht om de Fischer-Tropsch reactie in een gewenste
richting te leiden. Voor iedere katalysator bestaat
een gebied waarin zijn werking een optimaal gevolg
heeft (figuur 8 ).
~~---+I---~-- CH. 200 r--_ _ _ _
---'Îc,---:-
- - - C o _ Carbor.yl, - - - - Ru ---<>- Carbonyls - -- -Ni ~ CJrbonyis " P.r.Hins ParaHln. Hign-"'e'tmg Olefins i paratf,ns Ole",ns I I l~~ _ _ _ _ L -_ _ _ _ ~' _ _ _ _ _ ~ _ _ _ _ ~ _ _ _ ~~ o 1 10 100 1,000 10,000 Pressure, almFig. 8. Optimum pre5Sure-tempp-raturc rang~ for synthesis pruccsscs b:\sed 011 c:\roon
monoxiuc-hydro;,;cu rc:!.ctions
Algemeen kan men stellen dat voor de hydrogenering
van koolmonoxide elementen uit groep 8 van het
perio-diek systeem en vooral ijzer, cobalt , en nikkel een
specifieke activiteit bezitten.
Ruthenium wordt in bijzonder gebruikt voor de
ver-vaardiging van hoogmoleculaire producten onder hoge
U
L
[
l _...
i l , ,:1
:
1
l
l
n 10-Niet reduceerb2re oxiden, zoals thorium(IV)oxide, geven
sterk vertakte alifatische koolwaterstoffen ( K.W. ) ,
aromatische K.W. en hogere alcoholen. Ze hebben echter
een geringere activiteit.
Behalve de keuze van het type katalysator is van belang .
a) chemische en structurele promotoren
b)wijze van katalysator bereiding
c)oppervlaktecondities
d) oxidatie- en reductiegraad
e) gevoeligheid voor zwavel
f) andere factoren
ad a) De belangrijkste chemische promotor is alkali.
Zijn werking blijkt uit ( 12 ). Het gevolg van die
werking is, als men het alkaligehalte opvoert, dat het
gemiddelde molecuulgewicht van de producten stijgt en
ook het gehalte aan olefinen en zuurstofhoudende
pro-ducten. Koolstofvorming wordt echter bevorderd, tervlijl
de verbruiksverhoudin~ H2/CO daalt.
De belangrijkste structurele promotoren zijn
aluminium-en siliciumoxide.
ad e) Nikkel, cobalt, ijzer en ruthenium zijn zeer
gevoelig voor zvTavelbevattende stoffen in synthesegas.
Ze worden irreversibel aangetast (13 ). Oxidische katalysatoren
ondervinden geen zwavelaantasting.
TYPE REACTOR
Ieder type reactor heeft zijn eigen bedrijfscondities.
Dit heeft tot gevolg dat men de productdistributie
mede kan bepalen aan de hand van het reactortype.
De hydrogenering van koolmonoxide i s een sterk exotherm
.proces.De ontwikkeling van de uitvoeringsvormen van de
synthesereactoren werd grotendeels bepaald door dit
[
[
l .l
J
l
(j
-/
- 11-In onderstaande figuur zijn een aantal typen afgebeeld.
Fee.:! gos
~
.
-r
"
fJ
:
C
~O
d
C sr.om-J;;:::=.:~~.t I.JG·, ,h,.rs I Cool;n1'~
{:l~
1
tubes -. -.-._.,' I'~:;~:t CooI,n9 ~:::;:=:. ,:)00-water Toil çcs (alATMOSPrtERIC PRESSUPE
F.XEO eED
FtoJ 90> {cl
SLURRY
{tl
HOT GAS RECYCLE
( bI
Recycie go~ co:npres:ior LURGI-RUHRCHEMIE
MODERN FIXED BED
{dl
OIL CIRCULATION
F"eed 9a~
(11 nXED FLUIDIZE::l
BED
Coohn'J oil
pump
a) De lage druk lamellenoven.
Fig.
9.
(7)
Het katalysatormateriaal \'!aS tussenv.~=ticale koelplaten
aangebracht, die door horizontale koelwaterbuizen
ver-bonden zijn. Afvoer van de reactiewarmte geschiedde
via de koellamellen met kokend water in de buizen.
b) Dit t ype werd na de oorlog gebouwd, steunend op de
ervaring met mi(!dendruksyntheseovens. Het wezenlijke
verschil is, dat hij veel hoger is en dat de
katalysa-torbuizen Gen grotere diameter bezitten.
c) In het "slurry" yroces bevindt de katalYsator
U
L
C
C
[
[
"-r--.I
L,r'
l , , , r , ' I , • Jl
l
11
l J ( ' ;~ 12-een olie. De reactoren bevatten een inwendig koelsysteem~
Tengevolge van de doorstroming van het synthesegas is
de olie in een turbulente beweging, waardoor het optre~
den van plaatselijke oververhitting uitgesloten is.
d) In het oliecirculatieproces wordt de
katalysa-tor, welke zich in een vast bed bevindt, of in een ~~
te beweging is (moving bed) gekoeld door een
circule-~
rende olie, die buiten de reacter wordt gekoeld.
e) Verwijdering van de reactiewarmte als voelbare
warmte van de verse voeding en recycle gas wordt
toe-gepast in het "hot-gas-recycle process".
f) In de Hydrocol installaties werd een fluide-bed
toegepast. De bewegende katalysator wordt gekoeld door
direct contact met het koelsysteem.
Een bijzondere uitvoeringsvorm hiervan is het door
M. W. Kellogg Co. ontwikkelde proces, 0aarin de
kata-lysator in fijn verdeelde toestand Det het synthesegas
wordt meegevoerd. De warmteafvoer geschiedt via de in
de gasstroom geplaatste koelelementen (olie).
Beinvloeding van de reactie(-producten) kan ook nog
geschieden door meer of minder kooldioxide enjof water
te condenseren in het recycle gas. Hierop wordt in een
u
o
[
r
r I , 1 • Jl
l
l
~l
l
13-III LITERATlmRSTUDIE
111-1 Stand van zaken voor 1960.
Wil men de literatuur van een bepaalde periode (in dit
geval van na '60) op zijn waarde kunnen schatten, dan
kan dat alleen als men kennis bezit van hetgeen daaraan
vooraf is gegaan. In bijlage 1 vindt men een uitgebreid
overzicht van de historische ontwikkeling van de synthese.
Zoals reeds in de inleiding is opgemerkt gelukte het
Sabatier en Senderens in 1902 voor het eerst de
kata-lytische synthese van een koolvIaterstof te
be\"lerkstel-ligen~ Uit een mengsel van CO (rnet CO
2) en H2 kregen
zij met behulp V8.n nikkel-en cobal tl::atalysatoren bij
250 - 3000C en atmosferische druk methaan. Hogere
K.W. werden niet vastgesteld. Deze konden echter in
1925 Franz Fischer en Hans Tropsch verkrijgen met
be-hulp van. Fe- ZnOen Co- Cr20
3
katalYsatoren bij eentemperatuur van 250 - 3000C en atmosferische drQ~.
Eerdere pogingen van hen bij hogere drukken gaven
slechts zuurstofbevattende producten. Uit vroeger
werk van B.A.S.F. resulteerde in 1923 de katalytische hogedl'uksynthese van methanol op grote schaal (Mi ttasch-Pier-vJinkler) •
In 1925 publiceerde Fischer over de nieuwe synthese
van K. \'l. uit CO en H2 met ijzer-en cobal tkataJy
sato-ren bij normaaldruk. In de jaren daaropvolgend werd
aan de hand daarvan in het TlKaiser-VJilhelm Institut
für KohlenforschungTl (K.VJ.I.)en in indu3triële
labora-toria (b.v. Ruhrchemie A.G.)
ce
synthese ontwikkeldtot een technisch uitvoerbare: de "nol~maaldruksynthese Tl
of "benzinesynthese".
Beslissend voor de verdere ontwikkeling was de door
Fischer en Helmut Pichler in 1936 ontdekte
u
ü
[
L J .,
, • I~l
l
l
14-Deze gaf met cobaltkatalysatoren in het drukgebied van
5 -
30 atm. niet alleen hogere opbrengsten aan vooral hogere K.W., maar ook een veel grotere levensduur van de katalysator. Daarmee kon men de veelvuldige regene-raties vermijden, die noodzakelijk waren bij de synthese onder atmosferische druk.In 1937 was de middendruksynthese technisch al zover ontwikkeld, dat de eerste fabriek in 1938 in bedrijf genomen kon worden.
Tot 1945 waren er in Duitsland
9
normaal druk- en midden-drukinstallaties met een gemeenschappelijke productie van 740.000 ton per jaar en elders 6 installaties met een gezamelijke capaciteit van 340.000 ton per jaar. In 1936/37 werden voor het eerst technisch interressante resultaten bereikt met ijzerkatalysatoren t.b.v. demiddendruksynthese. In het K.Vl.I. beijverden zich Fischer en Pichler vooral met deze nieuwe synthese, die op alle mogelijke wijzen de resultaten behaald met
cobaltkatalysatoren overtrof.
Overal ter wereld probeerde men nu deze onderzoekingen uit te werken met als doel de omschakeling op ijzer-katalysatoren. Men heeft dit echter voor het einde van de oorlog niet kunnen bereiken •
Na de oorlog In-lam het onderzoek in een stroomversnel-ling. In het bijzonder in de Verenigde Staten.
Een zeer grote fabriek in Brovffisville / Texas paste een fluïde bed toe ( Hydrocol-proces, Fe-kat.).
Door de 11 South-African-Coal, Oil and Gas Corp." (SASOL)
werd in het begin van de jaren vijftig een installatie gebouwd met een capaciteit van 250.000 ton per jaar ( middendruk, Fe-kat.).
De SASOL bediende zich van twee verschillende werkwijzen
U
L
[
[
I • I { " , J~l
l
15-Met behulp van de RuhrchemiejLurgi ontwikkelde
vast-bedreactor werden bij 25 -30 atm. en 220 - 240 00 , naast
benzine van geringe klopvastheid, in het bijzonder hoog-waardige paraffine en dieselolie gemaakt, terwijl in het door Kellogg ontwikkelde reactortype (ll entrained-bedil) in het zelfde drukgebied (temperatuur 32000)
--benzine van hogere klopvastheid werd bereid. Deze SASOL-fabriek werd de grondslag van een omvangrijke chemische industrie,die naast de primaire grondstoffen,
brandstoffen en paraffine, buna, polyethyleen, poly-vinylchloride, wasmiddelen en nog vele andere stoffen produceert.
Net de middendruksynthese aan ijzerkatalysatoren han-gen enige tot 1945 uitgevoerde onderzoekinhan-gen in Leuna en bij Ruhrchemie samen, die resulteerden" in het bereiden van zuurstofhoudende producten:
11 Synolll en "Oxyl II synthese. De selecti vi tei t hierbij
was goed"
Onderzoekingen met platinametalen, zoals ruthenium gaven vooral methaan. De druk ;:JaS atmosferisch en de
levensduur van de katalysator was gering. Toen zeer hoge drukken 'tIerden toegepast vond men met o.a. ruthenium paraffinen met een molecuulgeV'licht van 8000 (smpt. 13100). Na verloop van tijd (jaren '60) kon dat opgevoerd worden tot meer dan 200.000
(smpt. 132 - 13800) bij een druk van 1000 atm. In tabel.1. vindt men een overzicht van commer-ciële installaties. Hoofdzakelijk V'lerden daarmee vloeibare brandstoffen geproduceerd.
1 -' , ~..-J - - - ' 1 ___ J r~-
r-1
r:-Jr-::
r--:
r--:
t_ .4! ---'~--Tabla 2. Commercin\ Plants ror the Production or I::lynthetic Liqllid Fuels 1-3
su
l\fetlium-prc!Jsure aynthc8ÎB
DeRii,"Jl 0'
Norronl- Cntalyst CD
Htnrtup, StnrLing pressure Double FLxed Flllid cnpn('.it.y, I-'
Country Name of compllny year m:lterial synt1!!l:lÏll tube bed beu Co Fe 1000 tun/yr ~
•
GermtL"ly Brabng 1!l36 lignitc x x 210
Germany Gcwcrkschnrt Viktor 1 u:l(l coke, coke g:~'! x x 50
Germany Ruhrbcnzin A.G. 1036 coko x x 30
1!l38 x 42
Germ!L1ly CCW('rkRc:hart RheinJH'CIHIHCIl 1!l:1û (:okc, coko gas x x 75
<1I'rnl!\II):" 1\ P 11 11 1"'\"'\' il ;c: t( IIT \\'('ll0 !!):17,1!1:I!\ l'ol.(\ x x ·\7
1 !l:3~1, 1!l5:3 x x x 1:3
Germany Winlcflllmll A.G. 1!l3ï, I !l:19 lignite x x 80
Gormany ES!:Ieller Steinlwhle Chemischo- 1!l:$7, H)3~ eoke, coko gas lC x 50
,Ilerke
France Hamel! 1937 rok,) x x 30 ~
S.)ciMé Kuhlm!1.nn 1!l52 x x :3 (J)
Gormany Hoesell-TrcibstofTwcl'ke 1!13!l ('oko x x GO
GCl'many SthaITgo!.8ch·Wcrke J!lJ9 C'llkll, coke grut x x GO
Jnpn.n Mike I!HO x x 40
Japan Takikl\wa 1!1-l2, 19-13 coal lC )( lOO
Japan RUllIoi 1!l3!l x x 50
Japan AII1:\g,\.'j:\ki l!l:IO x x 70
Manchurh Fushin ]!'l:1n coal x x !j()
U.S. Hydrocol Co. 1!l50 nl\tural gl\9 x x 3GO
South Ardca. 811801 lD55 c01\1 x x 185
U
l~
L
~
[
[
r'
.
L.r"
, , I , J,
1
l
l
:'~"'-/"
...;. 17-111 - 2 Literatuur vanaf 1960.
Er zal in het, hiernavolgende een indeling gemaakt
worden naar land. Per land ".veer een indeling naar
laboratorium. West_Duitsland
Hier ~s de grote Dan op het gebied van de Fischer
Tropsch synthese werkzaam: Helmut Pichler, ~ech
nische Hogeschool te Karlsruhe. De l aatste jaren
hebben hij en zijn medewerkers (zoals Firnhaber,
Schultz, Elstner, KÜhne) zich beziggehouden met
a) Hogedruk synthese van hoogsmeltende paraffinen.
b) r:Iechanisme.
c) Gaschromatografische analyse van de producten.
ad a) De katalysator (rutheniumoxide, al of niet
bestraald) wordt gesuspendeerd in nonaan. Dit wordt
gedaan, opdat de producten het
katalysatoroppe~-vlé',k niet kunnen blokkeren (14,15,16,17). De gevormde
producten zijn voor 40 96 paraffinen met rechte ketens
( gemiddeld mol. ge"". 60.000), 2496 had een gemiddeld
mol. gevlicht van 105.000. Reactie-temperatuur \'las
130°C, de druk was 1000 atm. Algemeen geldt dat de
reactie beter gaat als de temperatuur daalt en de
druk stijgt. Het product is een kunststof, die grote
overeenkomst vertoont met polyethyleen, dat gemaakt
wordt met de lage druk polymerisatie volgens ZiegIer.
ad b,c) Er \vordt volstaan met de vermelding van
lite-ratuur.
Me6hanisme (18, 19, 20)
Gaschromatografische analyse (21, 22)
Vele overzichten van de reacties zijn in de loop der
jaren gepubliceerd van de hand van Pichler o.B..
u
c
[
[
[
[
I l , r ' , J~l
rl 11 , ) 18-De ~echnische Universiteit van Berlijn heeft onder leiding van Kölbel onderzoek verricht naar de
in-vloed van de alkalipromotor (26, 27).
Twee patenten zijn afkomstig van Ruhrchemie A.-G.
Zij hebben betrekking op omestering van reactiepro-drukten en vorming van azijnzuur-en
propionzuures-ters (28, 29).
Ongetwijfeld zal door de industrie nog werk verricht
zijn. Er is echter geen enkele publicatie gevonden
van enig belang. Oost-Duitsland
In (30) wordt de ontwikkeling van de synthese
weer-gegeven. Er l,:Jordt ingegaan op de bruikbaarheid ervan
ter bereiding van laag moleculaire producten,
olefi-nen en paraffinen. Centraal staat de Brabag-fabriek
te Schvlarzheide. Deze fabriek produceert momenteel
naar men aanneemt nog steeds 160.000 ton per jaar.
Tsjecho-Slowakije
Door Novansky, Baxa en Vesely is in 1961 beschreven
hoe de stand van zaken I'ras. De ontwikkeling en
voor-uitzichten van de brandstof-producerende
installa-ties werd beschouwd (31). Als medewerkers van een
Technische Hogeschool hebben zij een katalysator
ontwikkeld :
Fe 100/ Cu 5/ dolomiet 60/ K2~03 0,5/
Een aantal experimenten wordt beschreven in (32,33).
Condities: P
=
10 atm.T
=
235°CH~/CO = 2
U
L
L
[
[
r ' I "l "l
J
l
l
" I - 19 .:..Zonder recirculatie is 'de opbrengst: 113 g/m3 omgezet.
specificatie: 61 vol% C2-C40lefinen in gasfase
16 vol% alcoholen in vlbeistoffase.
Zij kwamen tot de conclusie dat de ber~iding van
alco-holen beter ging als de druk opgevoerd en de temperatuur
verlaagd wordt. Van de katalysator bestaat een patent
(34).
Rusland
Ten aanzien van Rusland kan opgemerkt worden dat de
interesse voor de Fischer-Tropsch reacties in 2
belang-rijke richtingen verdeeld is.
Ten eerste de bereiding van alcoholen (vooral hogere)
uit koolmonoxide en waterstof. Het belangrijkste ond
er-zoek op dit terrein werd gedaan op de Academie van
We-tenschappen van de U.S.S.R. te Moskou door o.a.
Bashkirov, Kagan en Novak.
De jong~te ontwikkelingen op dit gebied betreffen de
katalysatorkeuze, eerst mineralen
(35, 36)
laterge-smolten ijzerkatalysator met promotoren. De condities
waarbij gewerkt werd zijn:
H2/CO is 6 - 10
druk is 200 - 300 atm.
temp. is 160 - 2000C
space vel. 2000 - 30.000 uur -1 (37, 38, 39)
Metingen t .a.v. kinetiek gaven: R
Ea
=
20 -25
*
103 kcal/mol.ko = 1,2 - 3
*
106=
PH0,7*
k exp(-EIRT)
2 0 a
(40, L~1)
Daarnaast is de mogelijkheid bekeken om de reactie uit
te voeren in een fluïde bed. De opbrengst aan alcoholen
bleef daarbij echter achter bij de vast-bed opstelling,
maar de katalysatoractiviteit was wel twee keer zo groot
u
L
[
[
r~ L _ , 1l
J
l
l
l
~l
20
-Rapoport e.a. hBbben de vorming van zuurstofhoudende
producten bestudeerd.
(43)
Er werd bij P =30
atm.,o -1 /
T
=
180 -
200
C en space vel.=
150
uur enH2
CO=
1,2
een conversie van
92%
en een opbrengst van 110 g/m3
om-gezet, aan zuurstofhoudende producten gevonden
(43, 44).
De vorr.1ing van K.\V. was een onderwerp van studie,· vooral
ten aanzien van de katalysator 1:1aarvoor zij vonden dat
een combinatie ijzer/koper/mangaan/alkali de beste was.
(45)
(opbrengst135
g/m3
omgezet)De tweede richting bepaalde zich tot de bereiding van
de hogere K.W. (en paraffinen) en benzine.
Een en ander geschiedde op het M.D.Zelinskii Instituut
voor Organische Chemie te Moskou, waaronder het Centraal
laboratorium en de Novocherkassk Fabriek viel (Bulanova,
Eidus en vele anderen) (46).
Op het laboratorium werd naar de meest geschikte
kataly-sator gezocht. Cobalt op kiezelgoerdrager waarop
ver-schillende promotoren werden aangebracht, zoals thorium,
titaan en zirkoniumoxiden
(47,
48).
Deze werden dansoms uitgetest op pilot-plant schaal
(49)
(500 literkatalysator bed). De condities waaronder gewerkt werd:
H2/CO
=
2P =
10
atm.T
=
190 - 200
0C-1
space vel. = 150 uur
De opbrengst varieerde van
100
g/m3
tot192
g/m3
afhan-kelijk van de katalysator en gewenst product (veelal
vaste paraffinen naast benzine)
(50, 51).
Verder is de regeneratie van de katalysator bestudeerd
u
[
[
[
L _ , , .-,.
!
~l
l
cr .]
l
, jl
21
-Japan IHoofdzakelijk is er gepubliceerd door de Universiteit
van Tokio. De onderzoekers zijn o.a. Kunugi, Sakai,
Ose en Hamada. Er is een katalysator getest en wel een
geprecipiteerde ijzerkatalysator: Fe
100;
Cu0,3;
K2C0
3
0,6. (53)
Het optimum bleek te zijn gelegen bij0,3
Cu. Vooral de wijze waarop de katalysator voorgebruik moet worden geactiveerd is nagegaan. De
acti-viteit van deze katalysator is getest in een vast bed
(54) en ter bereiding van K. IJ. is een slurry bed
reactor gebruikt.
In
(55)
staat vermeld van welke factoren deactivi-teit afhankelijk is. De activiactivi-teit is gedefinieerd als de hoeveelheid omgezette CO per gram ijzer per uur.
De proeven in de slurryreactor werden uitgevoerd door
gas met een CO/H
2
=1,3 - 1,5
door zware olie tebor-relen. De katalysatordeeltjes waren ter grootte van
1 micrometer, de temperatuu~
2
0
0 - 250
0C en de druk3 - 10
atm.(56).
Hoewel de activiteit dezelfde was als in een vast bed,
waren de resultaten anders. Activeringsenergie in
---slurry bed:
5 - 7
kcal/mol. in vast bed20
kcal/mol.Hinder methaan werd gevormd in de slurryreactor.
Dit alles komt door verschillende snelheidsbepalende
stappen in de reactoren en door het feit dat in de
Islurryreactor geen hot spots werden aangetroffen.
De selectiviteit ··wa·s beter in de slurryreactor t.a.v •.
C
3 en C4 olefinen, als het gehalte aan metallisch
ijzer steeg in de katalysator.
In het vast bed werd geconstateerd dat de vorming van
verzadigde K.W. verbeterde als de flow van reactanten
kleiner werd in tegenstelling t ot de slurryreactor.
in beide r eactoren waren de producten overwegend
C
U
l~
[
[
[
r
L. , .J
l
~l
~l
, J 22-Dezelfde onderzoekers hebben ook gewerkt aan een ander
project (5S) ter bereiding van olefinen (rechte ketens).
Er werd gewerkt met een "bench scale reactor" 50 mm
*
6 m (slurry-fase) ter omzetting van CO afkomstig van converters uit de staalindustrie:
CO/H2
=
1,5 2T
=
230 - 2700Cp
=
3 - 10 atm.Omzetting van 1 m3 gas gaf 10 - 45 g gasvormige K.W.
en 110 - 170 g vloeibare K.W.
olefine: S2 71
%
(gew.): so - 77 % (gew.) in C6 - Cs fractie in C11 - C14 fractie. In een research instituut van de regering in Tokio is door mensen als Kuraishi en Kurita gewerkt met een buisreactor van 1S,1 I (59).
Het bepalen van temperatuurprofielen en v!
armteover-dracht en-afvoer waren doel van onderzoek z01:1el
theoretisch als practisch. Veel ervaring is van te
voren opgedaan met een twee liter reactor (60, 61). China
In een publicatie (62) wordt mededeling gedaan van het
feit dat recirculeren de productopbrengst verhoogt.
geen recirculatie: 46g/m3 alcoholen
recycle verhouding 10: tot 110 g/m3 alcoholen
Van de zuurstofhoudende producten was het gehalte aan
alcoholen 99%. De waterfase bevatte meer dan 90%
alcohol. Katalysator: Fe met alkali.
India
Van het "Bengalian Engineering College" te Howrah is een reeks artikelen afkomstig (63 - 69). Basak en Niyogi hebben synthesegas (zuurstof en zwavelvrij)
I
u
[
[
[
l
, . , I~
·1
'j
~
1
r ~ I I I \ , ,I
I ' I f' II '
J:.~
~
23-geleid over een aantal katalysatoren. Ze vonden als optimum:
T
=
1900c
H2/CO=
2katalysator
=
100 Co; 5 Th02 ; 10IvIgO; 80 Si022% K20
Testperioden van ongeveer 100 uur gaven een overall efficiency van 80% - 5096. De opbrengsten
liet
~
ri
·
-
te
~ 'over. ..
---Mitra en Roy waren de belangrijkste onderzoekers aan
het IlIndian Institution of Technology" te Kharapur.
Na het testen van een geprecipiteerde ijzerkat~lysa
tor in kleine vast bed reactoren (70) werden proeven
uitgevoerd in een slurryreactor: 5 bij 300 cm (71). Condities: space vel.
=
100 per uurH2/CO
=
1,33 H 2/CO=
1,24 (verbruik) Opbrengst: 174 g/m3
CO +H
2 omgezet: vloeibare 1,5 6 g/m3 omgezet producten : methaan EngelandAlleen vermeld de literatuur werk van D.S.I.R., Warren
Spring Laboratory in Stevenage. Drie jaar lang is daar o.a. door Farley en Ray (72) gewerkt aan de Fischer-Tropsch reactie, uitgevoerd in een slurryreactor
(pilot plant). Veertien runs zijn gedaan. Er is gaS gebruikt zoals dat vrij komt bij de complete ,...~
kool-vergas~~: H2/CO
=
0,7 - 1. De reaétor kon maximaal400 tot 500 uur in bedrijf zijn.
Condities: space vel.
=
200 vol./vol.kat./uur T = 260 - 280°C\
u
L
L
L
I 1 • r ' , 1 . ,: I
:
1
~
1
"1 I , )"l
'--' I , , ,-,0
0 24-\vanneer de temperatuur te veel opliep, moest men stop-pen. De overmatige koolstofvorming was de oorzaak. De
conclusie was dat een modern vast bed toch te prefereren
was op grote schaal.
Door een andere groep in hetzelfde instituut is een
uitgebreide studie gemaakt omtrent het mechanisme (73). De proeven werden uitgevoerd met gemerkte koolstof: 14C•
De Verenigde Staten
Sinds 194-4 heeft het "Federal Bureau of I'-lines" het onder-zoek op het gebied van de Fischer-Tropsch reactie be-heerst in de V.S.
Met het gegeven dat de reactie sterk exotherm*is, heeft
men een uitgebreid onderzoek op het gebied van de
reactorontwikkeling ondernomen. De afvoer van de
reactie-warmte is zowel via vloeistof als via gas bestudeerd. Dus enerzijds de slurryreactor (74) en de reactor met
oliecirculatie (75) en an~~~het ~luide b~(76)
en het hot-gas-recycle process (77).
Voor de productie van benzine voldoen de
vloeistof-fase reactoren niet goed, omdat temperaturen boven
3000C niet kunnen worden toegepast vanwege het vluchtig
worden van de lichtere componenten in de olie.
Tempera-turen van 3000C en hoger zijn juist wenselijk voor de
benzineproductie.
In het fluïde-bed proces is de temperatuur-beheersing
een probleem, aangezien er plaatselijke oververhitting
optreedt. Bovendien veroorzaken bewegende deeltjes
reactorerosie en katalysatorattritie •.
In het hot-gas-recycle process kunnen nu juist vleI
hoge~e temperaturen worden gehanteerd: 300 - 34-0oC.
u
,'"
1Il,>< bY~1~~ 0 ~ j'25
-.
""t
vl( ~'v v[
)!o;\"
\
;,
!
.
Hoge telOlperaturen en hoge~den
verhogen het[
' ~(..~' J gehalte aan ben~ine in het product, terwijl de
op-o d"
- ~ brengst aan hoogkokende olie en wassen afneemt.
[~
r~ I L 0 r ' ! '1 , J.1
'l
• J • JHoge temperaturen geven per katalysatorvolume meer
op-brengst, zodat minder reactoren nodig zijn voor een
bepaalde productie, terwijl de stoom, geproduceerd
bij een hoger temperatuurniveau, efficienter gebruikt
kan worden.
~
Het onderzoek met hot-gas-recycle process heeft een
bepaalde ontwikkeling doorgemaakt. Was in eerste
in-stantie de productie van benzine van primeir belang,
later werd dit de productie van gas met een hoge
verbrandingswaarde. Op katalysator gebied is men
via ijzerkrullen terechtgekomen op katalysatoren
die aangebracht zijn op platen of concentrische
buizen. Dit vanwege drukbeschouwingen.
-Het hot-gas-recycle process vindt men besch~even
in een aantal rapporten: (78 tlm 82).
Zuid-Afrika
\.
Door de SASOL ltlOrdt zelden iets V&.l1. -".,erkelijk belang
gepubliceerd. Hetgeen gevonden is, is in vijf delen te splitsen:
a) regeneratie van de katalysator b) kinetiek
c) wassen
d) uitbreiding van de SASOL e) algemeen
ad a) In (83, 84) wordt beschreven hoe men gebruikt
katalysatormateriaal van het llfluide-bed" kan
regenereren: Bij hoge temperatuur (600 - 850°C)
u
l
r
r ' r, , 1 , J~l
n
r
- 26-ad b) In artikelen in Journalof Catalysis gaat men in
op de kinetiek(o.a.
85,
86). Dit zijn echter zeertheoretische beschouwingen, aangevuld met proeven op laboratóriumschaal.
ad c) Een artikel in zes delen (87, 88, 89) behandelt de fysische eigenschappen en de vertakkingsgraad van de wassen, die gevormd worden in de vast bed reactor.
ad d) Investering en opbrengst van een nieuwe fabriek
met een totale productie van
2,5
miljoen ton perjaar worden vermeld. Achttien reactoren van het
Kellogg-type zijn nodig, ieder met een hoogte van 36 meter (90).
Momenteel neemt men echter een afwachtende
hou-ding aan (91) in verband met niet voorspelbare gevolgen van de huidige oliesituatie.
ad e) Summiere productgegevens vindt men in
(92).
Gegevens omtrent de andere fabrieken, gekoppeld
aan de synthesefabriek zijn ook schaars
(93),
u
L
L
[~
r'
l
.
r 'l
"I
, JJ
~
rl
l
Jn
r'l
J\
27-111 - 3 Discussie literatuuronderzoek
Het doel van het literatuuronderzoek was enerzijds
om na te gaan of r eeds bekende uitvoeringen al of
niet technisch verbeterd kunnen worden.
Anderzijds om te onderzoeken of waardevolle
chemica-lien volgens de Fischer-Tropsch reactie economisch
te bereiden zijn •.
Methanol en ook in zekere mate methaan kunnen heel
goed aldus bereid worden. Tegenwoordig wordt methanol
bijna uitsluitend uit koolmonoxide en waterstof op
grote schaal gemaakt. Vandaar dat methanol en metha~~
niet beschouwd zijn.
Uit het onderzoek is naar voren gekomen dat aan de
volgende punten de meeste aandacht is besteed:
a) katalysatorbereiding
b) mechanisme en kinetiek
c) productvorming d) reactoraspecten
ad a) Zoals gebleken is heeft men op velerlei wijzen
de katalysatoreigenschappen verbeterd. De
mees-te experimenmees-ten zijn verricht op laboratorium-schaal, zodat de bruikbaarheid op technische
schaal een onzekere factor is.
ad b) Met behulp van moderne analyse-instrumenten heeft
men getracht zich een beter inzicht te
verschaf-fen omtrent het wezen van de reactie.
Het is echter zo, dat de onderzoekingen helaas
in het algemeen sterk gericht waren op ~~n aspect
van het geheel. In het ene geval werkte men met
een enkele katalysator en ging dan bijv. de
H
2/CO-verhouding, druk en temperatuur varieren.
In het andere geval ginh men sterk uiteenlopende
typen katalysatoren onder vastgelegde condities
U
l
[~
r ' l . , 1 , 1 , j:l
:
1
~l
~1
'1
~
r'
- 28-Algemeen geldende reactiesnelheidsvergelijkingen zijn niet gevonden. De complexiteit van het
pro-ductmengsel en van de katalysatoreigenschappen
leent zich moeilijk voor een eenduidige beschrij-ving.
ad c) De gevorode producten zijn in een aantal klassen
ad d) onder te verdelen: alcoholen koolwaterstoffen (brandstof) vaste paraffinen polymethyleen zuurstofbevattende producten
Vooral de Russen hebben hun aandacht gevestigd
op de alcoholen. Bereiding van een mengsel met
kleine spreiding in de productverdeling is niet gelukt bij hen. Opgemerkt moet vlorden dat hun vlerk vanwege de taal moeilijk toegankelijk is. De vorming van vaste paraffinen en zuurstofhou-dende producten komt bij de meeste uitvoeringen
voor. Het werk van Pichler t.a.v. polymethyleen
is moeilijk op zijn waarde te schatten, aangezien
gegevens van onderzoek op grote schaal ontbreken. Het onderzoek op het gebied van de brandstoffen is in het begin van de jaren '60 in Amerika nog omvangrijk geweest. Hedio zestig trad duidelijk een verflauwing op, vooral t.a.v. de vloeibare brandstoffen. De gasvormige brandstoffen via Fischer-Tropsch kwamen toen op de voorgrond.
Met uitzondering van Amerika is de geestdrift om Fischer-Tropsch reactoren te ontwikkelen na de jaren '60 bekoeld. De olie had immers
zijn intrede gedaan in de chemische sector.
Het Bureau of Mines heeft als enige
experimen-ten gedaan met het doel een commerciële reactor te kunnen ontwerpen. Elders in de wereld werden
hoofdzakelijk pilot-plant proeven gedaan om
L
l
[
l.
r 'l
" , j~l
'l
. )l
l
29
-ConclusieUit het literatuuronderzoek is naar voren gekomen dat
met het oog op het gestelde doel het hot-gas-recycle process de meest gunstige perspectieven biedt op dit moment. Vandaar dat in het hiernavolgende dit proces
nader bekeken zal worden. De bedrijfscondities zullen
zodanig worden fekozen, dat hoofdzakelijk vloeibare
producten worden geproduceerd. Om een en ander te
kun-nen beoordelen zal ook de bestaande installatie van de
r ,
L
r~L
[
[
[
l . r .~l.
r ': 1
l
~l
, Jh
l I " I IV 30 -DE SASOL IV-1 AlgemeenDe grote kolenvoorraden en de onafhankelijkheidsgedach-te brachonafhankelijkheidsgedach-ten Zuid-Afrika ertoe in 1951 om zelf
brand-stoffen en grondstoffen voor de organisch-chemische
industrie te produceren en wel volgens de F
ischer-Tropsch reactie.
In 1955 kon de fabriek worden opgestart. Een aantal publicaties zijn verschenen omtrent de werkzaamheden
van de SASOL ( 95 tlm 111 ).
In de regel zijn het beknopte beschrijvingen van de
installaties. Technische en wetenschappelijke kennis
van waarde is bijna niet vrijgegeven. In een in
Ne-derland niet aanwezig boek (112) schijnt men echter wel
ervaring en informatie te willen uitwisselen. Reeds
in hoofdstuk 111 is vermeld dat de synthese-eenheid
uit twee verschillende typen reactoren bestaat om een zo 'breed mogelijk scala van producten te
verkrij-gen, hetgeen een flexibele aanpassing van de benodig
-de hoeveelhe-den aan benzine tot vaste paraffinen mogelijk maakt. In figuur 00) staat het blokdiagram van de SASOL-fabriek.
De productiekosten van de kolen zijn f 5,40 per ton volgens Dr. Villiers, directeur van de SASOL (94).
Ter vergelijking de kosten per ton in Amerika : f
16,-Een eerste vereiste voor een soortgelijke fabriek is dus het voorhanden zijn van grote hoeveelheden goed-koop winbare steenkool.
L
L
r ' I r l , , r 1 j'l
) l jn
r
I •31
A i r - - 1 .._0_x..,.y_g_en_p_,a_n_tJ---~)11======::::::=====~===~ g~~~;~n
I liguor ) I erude phenols
p"!ess I Phenosolvan Ammonium sulfate
Coal Water ""1&1!" Process wat,u. steam. and electricity Batch distillation of naphtha Entrainer benzene Motor benzole Toluol Xylol light naphtha Heavy naphtha I-..,..---~ Reactor wax
Reactor wa. Vacuum distillation Bottoms Hot condensate Soft waxes Medium waxes Hard waxes Superhard wax
~----I---<f-.L-~---'~ Fuel oil, cracking stock, etc
Gasoline I---l~-~~+-~ Paraffin
Dieseloil
1----f--f~--7 liquid petroleum gases
Acetone
Secondary recovery . and batch distillation
Methyl ethyl ketone
Higher ketones
Methanol
t Motor alcohol
L. _ _ _ _ _ ~)---~)~~ Ethanol
~ C3 and higher alcohols
NelitraliZJtion evaporation
Flyash
1 - - - ; . -S<llts of lower fatty acids
Ovemll ~r:heme of the fi:tsol plant
U
L
[
,
, ' L , r ' , J , .-
32
-IV-2 Bereiding van het synthesegas
In een Lurgi hogedruk vergassingsinstallatie, bestaande
uit tien vastbed vergassers (~~n standby) wordt
ver-gruisde kool met behulp van een stoom/zuurstof mengsel
omgezet in koolmonoxide en waterstof.
De druk is 25 atm. Net de stoom/zuurstof verhouding is
de H2/CO verhouding te regelen. Een aparte fabriek
( Linde ) produceert 70 ton vloeibare zuurstof per uur
voor de vergassing. Aldus produceert iedere vergasser
. 570.000 Nm3 rUI;', gas per 24 uur uit 470 ton kolen.
"'--:-. In een Lurgi/Linde-Rec-cisol eenheid \'lordt het gas
ge-zuiverd door wassen met methanol bij 25 atm. en -500C.
Er is
da~
/150.000 Hm3 gas per uur over om gebruikt teworden
in
~
de
synthese-eenheden.In tabel.2. ziet men voorbeelden van de samenstellingen
van het on- en gezuiverde gas (102). Het gezuiverde gas
o
heeft een temperatuur van 30 C en een druk van 22 atm.
en vlOrdt verdeeld in tl'lee stromen: {én naar de
Arge-synthese sectie en de ander naar de Kellogg eenheden.
De hoeveelheid gas naar de vastbedreactoren is t\'lee
L
---keer zo groot als voor de Kellogg synthese-eenheid.
Genoemde Rectisol sectie bestaat dan ook uit drie
eenheden. De stroom met de lage H2/CO verhouding gaat ~
naar de Arge-een~eden.
,
Unpurified gas Purified gas
',~ COz+lLS , .. 28,2 30.2 32.5 0,8 0.9 0.9 O~ .. , 0.0 0.0 0,0 0.0 0.0 0.0 CO 22.4 19.8 16.4 31.5 23.5 24.8 Ut ... 38.0 38.6 29.4 53,6 55.6 59.5 CH, 10.9 11.0 11.3 13.3 14.2 14,0 Nz .. , 05 0.4 004 0,8 0.8 0.8 Hz/CO ratio 1.7 1.95 204 Tabel 2.
L
L
L
r'
l
r ' I,
, r ' , "rl
,
I
33-IV-3
De vastbed reactorenEr staan in totaal vijf reactoren. In figuur 11a staat
een reactor afgebeeld met de afmetingen. De katalysator
bevindt zich in 2052 buizen, ieder met een inwendige
diameter van 4,5 cm. Het katalysatorbed heeft een volume
van 40 m3 en bevat 34 ton katalysator.
De katalysator is: 100 Fe/ 5 Cu/ 5 K20/ 25 Si0 2 ' met
een deeltjesdiameter van 3-4 mm .en een oppervlak van
300 m2/g in gereduceerde toestand.
Aan de buitenkant van de buizen wordt stoom opgevlekt
bij een druk die correspondeert met de gewenste
reac-tietemperatuur.
De voeding bestaat uit vers gas en recycle gas in een
verhouding van 1:2,3. De verse voeding is 20.000 Nm3
per uur. De H2/CO verhouding is 1,7 - 1,8.
Het recycle gas bezit een H2/CO verhouding van 2 2,2.
In figuur 11b vindt men een reactor met toebehoren
afgebeeld.
De temperatuur loopt na verloop van tijd van 220 op tot 260oC. De druk in de reactor is 21.J·,5 atm.
De gassnelheid is 0,63 mis (betrokken op de lege buis).
De conversie is 66%. De contractie betrokken op de
verse voeding is 50%, zodat de helft overblijft.
Dit~e gas (met ongeveer 259~ methaan) \'lordt
niet gereformed t.b.v. het vast bed, maar doorgestuurd
r '
-naar de Kellogg eenheden. De reden zal zijn, dat de
reforming-eenheid een drukverlies' geeft van 3,4 atm.
Voor het "fluide bed" is dit geen bez""aar, aangezien die werkt met een druk van ongeveer
19
atm.Samenstelling van het afgevoerde gas bijvoorbeeld:
Tabel
.3.
N2 H
2 CO CO2 CH4
L
[
r~ L. r ~ I • , 1 • J~
1
, l
, Jl
l
n fEed-w2tJr retu!atioil . 34 Producten. Uit de reactor tapt wisselaar verkrijgtmen de harde was af. Uit
men het zogenaamde Tlhete
de warmte-condensaat Tl bestaande uit
De condensor
hogere K.W.
levert het TIkoude condensaat Tl
,
lichte K.W
.,
olie, reactiewater en in water
De totale opbrengst bedroeg in
ton per jaar.
oplosbare alcoholen.
het beginstadium 53.600 Momenteel is dit 80.000 ton.
Productverdelingen vindt men in onderstaande tabellen
4 en
5.
Naast deze producten levert een reactor per dag 240 ton
stoom van 20 ato.
Gas Inlet Steam ... cutlet Feed-water .S ;::: -en ....,
r;
Fh.~d-hed rE':lctor (Lurgi-RllhrchemiE:)
Fig. 11a. .!:i ::: cl <0 ....
Zusammensetzung der Produkte beim Flugstaub- und Festbettverfahren
Flüs.siggas (C3-C,) ••.•..••••.••
Ben:in (C;-C,,) •.••....•..•••• Mittelöl (Dieselöl, Hei:öl etc.) .•.. Gatsch ...•.•.• Mittelparaffin Fp. 57-60 cC .... . Hartpar<.ffin Fp. 95-97 °C ... . A1kohole und Ketone •••••.•••.•• Organische Sauren .••... ' ..•..•.•
I
Flugstaub-verfahren % Fes tbett-verfahren O.l 0I
7,7 5,6I
72,3 33,4I
3,4 16,6 3,0 10,3 11,8 . 18,0 ! 12;6 4,3 ' 1 1,0 Spuren ---YOO~O---I00,Ö -. -Tabel 4. (106) Zll:;;,nnnlt~Jl~l'tZ\1Tl~ '<ll'r I'f'lrlltl:t.' d"i" I· lIr.d}··llI~ .. a.\ldJ.Syllthl'~1" Bi.lch dl'rn )litt.,I,II'· ,,·rrahr. ; .• :':""11
-1\.1ltilly:-:atoTI.'11. } ' rl H! 11 ~:t -Ffilkt i, li l F(':;!I,,';' ()I. ; ,\". , [Gp\\····:·1! (: ... ('fl: (·2.1\,,11!'·11\\;l .. ..,; ': • .• rr., C~- lIlId C'.-K"hl"I1 -S.G 3,:1 \\'l h" .... ..;1'<11"· 111.7 H'·II/.i" (1':, bi", ClI) 2:I,S :\lilt\.I;,1 14,ï Schw!'l'iil lIlIcl Gntsch n,l l 'ul'lIffllI' \\',,('h~ :W,4
Alk"J«>\e lIlIcl Kf'tuIIP' 3,-1
I!I.I ... \. ;;S,II 1"1. ,,11.11 r, \. -IIJ,II 31.!1 10,-1 I,n J'(!.·ï~ ,ti r,!. 711.11 Tll. GII.IJ
orgHlli:-;t'hf' SÜlIl'f'n_ _- _ _ ~ _ _f'IH_ _tr,'n _ __ __ _ L _ _ _ _ _ _ _ _ _ _
J ~ -.J , ~ f:xj 1-" aq
•
-" -" 0' • ~ P> Ul ci-a' CD ÇlJ I CD CDg,
CD 1-" ÇlJ <l pJ ~ ÇlJ CD UJ ~ UJ o t:-f --.-.-J ~---.J , Steam Water 30°C. Reactor 1 ---1rnnn.TIT
.! LI-
.-:
: ....J Totallced -/'.. Separator Fresh leed (Jr)) > ) ) :> ')0_000 N~/\.U.L"\4':1..lc.o
~ lil-I,S 220_"2bO'"c.. ~!eat exchanger '25,u .. h .. Boost~r '2."2. CÛ~ lye cireulation < ~l :10-"30°c.. Condenser ~h/C:' '1,1 Reetisol wash ..----, ..---, -~ Tail géS - Fu,JI gojS Light oil C3 + C~ C5+ fr3ctIGli .. ') ... 4 - - + Cold condensate -- ---,))-- :> ~ Aqueous chemicals ) ') --->-- - - ' " ~ Hot condènsate )- HèJctor WJX r-J r---"I,
"r-:
\.).J V1r-:
L
, . I I r • r • I l. r 'l
, • Jl
'l 1 I l J , I ., I l Jr
36-IV-4 Het fluïde bed
De voeding van het fluide bed bestaat uit het
gezuiver-de gas van gezuiver-de Rectisol eenheid(I), tailgas van het
vast bed(lI) en tailgas van het fluide bed zelf (111).
Samenstellingen als voorbeeld in tabel 6.
I en 11 worden gebruikt in dezelfde hoeveelheden.
De drie stromen komen bij elkaar in de gasreforming
sectie. Deze sectie bestaat uit twee gedeelten.
/ /
Ieder gedeelte voedt een reactor.
In totaal zijn er drie fluide bedreactoren, waarvan er
altijd één standby is.
Het tailgas van het fluide bed wordt bevrijd van CO
2
in een scrubber. Dan worden de drie stromen gemengd.
De samenstelling is dan zoals weergegeven is in tabel.7.
Pure gas Argt! tail Kellogg tail
gas gas Nt 5.0% N~ 1.0~~ 2.3% 14.1 ~~ H~ ... . 48.7% H~ ... 59.9% 43.6% 30.8%, CO 20.0% CO 25.0% 25.5% 1.9~6 CO~ 1.9% C02 1.0% 1.0% 18.6% eH, 22.4% CH, 13.0% 27.6% 27.2.% CuH,n CuHon 0.1% 6.9% H~O ... H20 0.5%
Tabel 6. (I) (11) (111) Tabel 7.
Net zuurstof en water wordt het gas gereformed. Het de
stoom/zuurstof verhouding kan 1/leer de H2/CO verhouding
''lorden geregeld.
o
Het gas verlaat de reformer met een temperatuur van 50 C en druk van 18,7 atm. en een samenstelling, die
weerge-geven is in tabel.8. De H2/CO verhouding is in de regel
2,8. Tabel 8. N2 H. co CÛ2 CHI H:O 3.7~ 61.6~':' 22.2% 7.2% 4.7<>:, 0.6% (VII)
Aldus ontvangt iedere reactor 80.000 Nm3/uur. Een schema
van de reactor is afgebeeld in figuur 12 , terwijl een
synthese-eenheid in figuur 13 staat.
1.9% 0.1%
-J =----.J =----.J b:J 1-" oq
•
~ \.}J b:J f--J s:: 1-" P. CD 0' CD P. I CD CDg.
CD 1-" P. ~ p::s
p. CD m :t> m o· t:-i • 1 -' =----.J ~----J ~ Internal recycle el: ( ( ( Booster F!'€sh catalyst r-Aerationl
He:ater~
'1. ~050e. • Combil1e1----<,=> :::: I feed~ ,=J '-l ., J Reactor ~ 'l.5"0-000 11""'" ...==-
-
H-a./c.o = 5 Ig a.t... Frcsll fi;.;j(-w)
l.j9°c!.-
.
H"1..o.".2.,fJ 80.000 N...?/w..r..~ Rc-former Scrub!"cr Catalyst slurry Heavy-oil product Tail gas Water Oil-wash tower Separator ~ r - - 1 Washed )0 ---;-light oil Tail gas -Na2C03 Gas-wash tower ,...--.., I To chemica I {,%
Aqucous chcmicals recovery " 0_
cri·
To oil ;~ recOV'èry r---"' I.
r-:
\>-1 --..J Ir-:
l
[
r ,I
, "l
l
l
l
R GAS IN P J r I f- -PRESSURE-é I DIFFERENTlAL,' I INDICATOR AND I I CONTROLLER-I I , MANUAL , REMOTE CONTRO~
OF SUDE "" VALVES _':''' 38 -120' i'!---<--,"--O I L OUT ,4' Y. . Kellogg circu/ating calalyst synthesis reactor.
ShOlVillg: (A) hopper; (B) .slal/dpipe; (C and D) catalyst slide valves; (E) calalysl riser; (F) hOIfOm reactor cooler; (G) lIpper reactor cooler; (IJ) rellcfion section; (1) goose /leek; (K, Land /\1)
aerarion poinls: (N) gas out/ct,' (P) ga.\" iJl/eI; (Q)
equi-librium catalysl out; and (R) tres" calalysl make-up. Fig. 12.
De verse voeding wordt
na voorvervlarming
ge-mengd met de interne recycle in een verhou-ding van 1 : 2.
De temperatuur is dan
2000C en de
samenstel-ling als af~ebeeld in
tabel. 9. N2 ,Hz CO COz CuHm H~O 10% 40% 8% 14% 27% 1% 100% Via C en D (fig.12) komt de katalysator vanuit de valpijp in
contact met het gas.
De katalysator wordt
bereid uit ijzererts,
vJaarin 0,696 Al20
3
enMgO is bijgemengd en
0,5% K20. Deeltjesgrootte: 75
%
kleiner dan 150 microm.25
%
kleiner dan 40 microm.L
~;~
Ee totale hoeveelheid katalysator in het systeem is!:'~
lv'
...
~
134 ton. Per uur vlOrdt ongeveer 7000 ton rondgestuurd.'/, "..' \i} De concentratie van de
katalysato;;
--
i~
180 kg/m 3 •Î
v Via E komt het gas-katalysator mengsel in dereactie-ruimte.
De 30 meter hoge cylindrische drukreactor is in twee
ruimtes onderverdeeld. In het onderste gedeelte vindt
een gedeeltelijke omzetting plaats onder een
tempera-tuurstijging van 50°C. Vervolgens vindt koeling plaats
door een oliegekoelde buiskoeler.
Verdere omzetting tot 80 -90
%
van het synthesegaswordt, waarbij tevens een deel van het CO2 wordt g