CN102686540A - 从合成气中生产烃特别是汽油的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及通过在第一转化器中将合成气转化成含氧化合物如甲醇和/或二甲醚并进一步在第二转化器中将所述气体转化成烃来生产汽油烃的方法。该方法的特征尤其在于以下事实：回送在第一转化器中未转化的合成气，并且将轻质烃和合成气的未反应组分从第二转化器的产物流中回送到第一或第二转化器中。所述组分的回流允许对分压进行调节，特别是对在第二转化器中的甲醇的分压进行调节，其中产品质量得到了改善。为了进一步提高产品质量，该方法优选在等温条件下和不完全转化的条件下进行。
Description
技术领域
本发明涉及从不含烃的化合物中、尤其从包含一氧化碳和氢的合成气中生产烃特别是汽油的方法。
背景技术
能够从碳和氢的各种容易获得的固态和气态来源中产生主要是一氧化碳和氢的混合物的合成气。基于合成气所合成的烃原料和发动机燃料是汽油烃的实际替代品并且在其质量上是部分更好的。因此，将合成气转化成烃的技术的效率多年来是一个主题问题。
在1925年开发的费托合成（US 1,746,464）中，合成气被直接催化转化为烃。
已知能够按照以下两个步骤从合成气生产汽油：首先进行含氧化合物（如甲醇或二甲醚或者这两种化合物的混合物）的合成，然后在含沸石的催化剂上将含氧化合物转化为烃的混合物。根据这一方案，从合成气生产汽油的一些方法由“美孚石油”公司所开发。该方法的两个步骤描述在科学、技术和专利文献中：甲醇的合成例如详细阐述在Karawajewa M.M.等人的著作“Technology of synthetic methanol（合成甲醇的技术）”，M.：Chimija，1984中；甲醇和二甲醚的混合物的合成在US 3,894,102中；从甲醇和二甲醚合成烃，参见C.D.Chang的综述Catal.Rev.（催化学报）-Sei.Eng.，第25卷，第1期（1983）和1983年的US 4404414。
US 6,191,175公开了生产甲醇和二甲醚的方法。在该专利中，首先从合成气进行甲醇的合成，该合成气被预热和引入第一反应器中。反应产物可能混合有合成气并将该反应产物再次转移到第二反应器中，该第二反应器用于甲醇合成或二甲醚的合成。为了实现高的生产能力，该方法优选绝热地进行。
US 5,908,963A公开了生产二甲醚的方法。该产品能够含有最高达20重量%的甲醇和最高达20重量%的水。在第一方法步骤中，在一个或多个反应器中将合成气转化成二甲醚、甲醇和水的气体混合物。所使用的催化剂既具有甲醇合成活性又具有甲醇脱水能力。将该气体混合物通过多个蒸馏和洗涤步骤分离，以获得纯的二甲醚。
在根据US 3,894,102（1975）而将合成气转化成汽油的方法中，实现了在371℃的温度下在生产含二甲醚的产物的条件下使合成气与催化转化剂进行接触，所述催化转化剂由甲醇合成催化剂和脱水酸性催化剂的混合物组成。在第二步骤中，实现了在288-454℃的温度、最高达21Mpa的压力和0.5-1000h-1的原料供应质量流量下至少将二甲醚与沸石催化剂进行接触，从而生产出产物，其有机部分优选是汽油。第一步骤的产物能够被直接引入第二步骤中，或将其分离，例如，将水（有或没有甲醇）分离，也将H2和一氧化碳（未转化的合成气）分离，它们被回收至第一阶段（可能在CO2向外释放之后）。
根据现有技术，通常在第一阶段中被合成的甲醇和二甲醚的转化方法在几乎完全转化的情况下实现，由此含氧化合物在水中累积，则有了使用废水和/或从含水流中分离含氧化合物的问题，这显著恶化了该方法的经济指标。
在这种情况下，在现有技术中提出了将含氧化合物转化成烃的方法，其解决了由于将原料的转化率维持在超过99%的水平所引起的问题。从最终产物中所分离的水从***中被带走并被供应至生物或生物化学的纯化。
US 4,814,535（1989）公开了从具有1至4个碳原子数的含氧化合物中生产汽油的方法。通过在反应器入口处逐渐增加温度，由此将原料的转化率维持在99.9%的水平，并且降低了原料流。当将转化率降低至低于99.9%时，则原料的供应被中断。
US 4,523,046（1985）公开了从在其中所公开的甲醇生产汽油的方法。此专利中，催化剂被放置在单床中并且通过原料与催化剂床的接触，原料的转化率几乎达到了100%。在转化率降低的情况下，原料被引入下一催化剂床。
为了改进从合成气或甲醇或者从甲醇和二甲醚（DME）生产汽油的方法，根据现有技术，考虑了各个方面，包括在甲醇和DME转化成烃的高放热区段中的温度控制以及汽油选择性和质量，具体地是在所生产的汽油中的芳族烃含量、尤其是重质烃的含量。
在甲醇和DME转化成烃的区段中的温度控制通过在原料中使用稀释成分来进行，所述稀释成分本身并不参与反应。在根据US 4035430（1977）的方法中，使用至少一种来自C1至C5烃的化合物和冷却的含均四甲苯的产物。后一化合物与温度一起影响了芳族烃的产率以及所含的BTX（苯、甲苯、二甲苯）的馏分的含量。
作为不参与主反应的稀释成分，根据US 4,788,369（1988）使用了液态产品的馏分（C3-/C4-馏分），其被从反应产物中分离并回收至反应器中。由此，存在另外的作用：由于作为副反应的回收的烯烃的低聚引起的汽油产率的增加。
在根据US 4404414（1983）生产烃的方法中，使用了惰性稀释成分：轻气体，其被从反应产物以及蒸汽、氢和C2-烃和C3+烃或其混合物中分离。
在US 5602289中，作为稀释成分使用一种气体，该气体由回收至反应器中的两种混合的气流（C2-烃和C3+烃）组成。包括在反应器中甲醇转化反应中形成的水的水分压是2.2个大气压。在水蒸气存在下，蒸汽分压的极限通过已知的沸石的不可逆失活的效应来测定。在该优选的情况下，稀释成分的组成用C2-烃/C3+烃的比例范围在1/3至3/1之间以及氢含量在10至50摩尔%之间来表示。将具有低热容量的气体（氢、C2-烃）用作稀释成分提高了稀释因子，但是使得甲醇至烃的转化要在更高的压力下进行（遵照所必需的水蒸气分压的上限）。
发明内容
目的
本发明的目的是发展一种经济和简单的从合成气生产烃的方法以及具有简化技术步骤的简单设备方案。其还旨在实现同时具有高汽油质量的高选择性的汽油，并且提供没有污染副产品的无废物技术。
本发明的简要说明
根据本发明，其目的通过根据权利要求1的生产烃的方法来实现：
在根据本发明的方法中，含CO和H2的气体混合物（随后也被称作合成气）发生转化所进行的烃的生产通过以下步骤来实现：
a.)与在第一转化器中的催化剂进行接触来生产第一产物流，
其含有至少一种R1-O-R2类型（其中R1-是具有1至5个碳数的烷基基团，R2-为氢、具有1至5个碳数的烷基和烷氧基基团）的化合物，其优选是甲醇和/或如果需要的话是二甲醚，以及
合成气的未转化成分，其能够从液相中分离并至少部分地送至第一转化器中，
b.)在第二转化器中使来自第一转化器的全部产物或在分离最小一部分的合成气的未反应的组分之后与催化转化剂进行接触，来生产产物流，所述接触优选在大于0.07Mpa的氢分压、大于0.008Mpa的碳氧化物分压、小于0.5Mpa的R1-O-R2类型的化合物优选甲醇和/或二甲醚的分压、小于0.3Mpa的水分压下进行，且优选在R1-O-R2类型的化合物的转化率不低于82%，优选在甲醇转化率不低于82%和不高于99.5%，以及，如有必要，在二甲醚转化率不低于92%和不高于99.8下进行，所述产物流含有：
-汽油烃，其具有优选最高达45重量%的芳族化合物，其包含最高达1重量%的苯和优选不少于40重量%的异链烷烃（具有至少5个C原子的支化饱和脂族烃），
-C1-C4烃，其优选以不高于17重量%的量（转化成在转化的甲醇中的C和/或如果有必要在转化的二甲醚中的C）形成，
-未转化的R1-O-R2类型的化合物，
-以及合成气中的未反应的组分，
其中将合成气从第一和/或第二产物流中分离并至少部分地作为循环气体回送到第一转化器中；
c.)分离第二转化器中的产物来合成不稳定的汽油，该汽油使用已知的方法来稳定化，其中获得：
-汽油馏分，如有必要，从其中分离含有均四甲苯（1,2,4,5四甲基苯）的重质汽油馏分，
-C3-C4烃的馏分，
-以及气流，其含有轻质烃（C1和C2）、合成气的未反应成分以及其它参与该方法的成分，该气流能够至少部分地被回收到第二转化器和/或第一转化器中，
以及
-水相，其含有甲醇和/或R1-O-R2类型的不同于甲醇的化合物。
将所述含有R1-O-R2类型的化合物的水相进行清洗或精馏。通过在R1-O-R2类型的化合物在水的浓缩溶液（优选不少于75%的R1-O-R2类型的化合物）中和在被R1-O-R2类型的化合物污染的、用于清洗的水（优选R1-O-R2类型化合物的量）中进行精馏而进行分离。在任何情况下，如下所述，R1-O-R2类型的化合物的清洗通过甲醇和/或任何其它R1-O-R2类型的化合物的催化分解或通过生物学方法来进行。
通过从反应区段中排出放热反应的热量来合成R1-O-R2类型的化合物和来合成汽油的转化器具有热传递表面，通过该热传递表面反应热被转移到沸腾的载热体。该载热体（或其蒸气）冷凝在冷却区段中，其优选含有用于生产蒸汽的沸水。该冷凝物流回反应加热的区段中（原则上为“热管”）。
在合成R1-O-R2类型的化合物和合成汽油的转化器中的反应优选在几乎等温的条件下进行，其中在催化剂填料内的温度差（ΔT）不超过40K，优选ΔT为10-20K，特别优选ΔT在5K以下。
从而，反应热被用于优选在转化器中产生具有最高达4MPa压力的蒸汽来合成R1-O-R2类型的化合物和在转化器中产生最高达22Mpa来合成汽油。
用于产生蒸气的通过热传递表面的热量损耗允许在甲醇合成转化器中用最高达150实际m3/m3催化剂的循环气体（在下文中被称作循环气体）来限制输入材料流的稀释以及在汽油合成的转化器中用0-150实际m3/m3催化剂的循环气体（在下文中被称作循环气体）来限制输入材料流的稀释。
根据本发明的用于从合成气中生产汽油的方法包括：使合成气与在第一转化器（合成含氧化合物的转化器）中的催化剂在能够合成R1-O-R2类型的化合物的条件下进行接触。术语“R1-O-R2类型的化合物”表示：R1-是具有1至5个C原子的烷基基团，R2-是氢、具有1至5个C原子的烷基和烷氧基基团。优选R1-O-R2类型的化合物为甲醇（CH3=R1和H=R2）并且必要时为二甲醚（R1=R2=CH3），尤其在用于合成R1-O-R2类型的化合物的转化器（下文也被称作甲醇合成用转化器）中所合成的甲醇，或甲醇和二甲醚的混合物。
R
1
-O-R
2
类型化合物的合成：
优选，合成气用作合成R1-O-R2类型化合物的原材料。
在合成R1-O-R2类型的化合物的转化器中（如果R1-O-R2类型的化合物是甲醇），尤其发生以下反应：
CO+H2O←→CO2+H2 水煤气反应
CO+2H2←→CH3OH 甲醇形成
并且必要时在甲醇合成催化剂中使用另外的酸性催化剂组分来合成二甲醚的情况下：
2CH3OH←→CH3-O-CH3+H2O 形成DME
使用催化剂来控制在第一步骤是产生甲醇还是甲醇和二甲醚（DME）的混合物或是其它的R1-O-R2类型的化合物。
对于甲醇合成，优选使用的催化剂通常是根据现有技术的甲醇合成用催化剂（例如锌铬氧化物催化剂、具有氧化锌和/或氧化铝添加剂的铜基催化剂；铜和稀土金属的结合物；氧化铜/氧化锌催化剂以及氧化铜/氧化锌/氧化铬催化剂等）。
对于甲醇和二甲醚的混合物的合成，根据现有技术，使用已知的用于合成甲醇的具有脱水催化剂的催化剂，尤其具有强酸性的催化转化剂，例如，具有高酸性的质子化形式的γ-Al2O3或沸石，其作为混合物应用或单独应用。
相应的催化剂和条件是公知的并且例如：对于甲醇合成，描述在M.M.Karawaewa等人的著作“Technologija sintetitscheskogo metanola（合成甲醇的技术）”，M.：Chimija，1984中；并且对于DME合成，描述在专利US 3,894,102中。
用于合成R1-O-R2类型的化合物的转化器中的产物流优选用分离器中随后分离的液相和气相来冷却。可选地，来自用于甲醇合成的转化器的（完全的）产物流在没有分离的情况下直接地被送入合成汽油的第二转化器中。
如果进行分离，则未转化的合成气成分（CO、H2、CO2、氮等）优选部分地被送至合成R1-O-R2类型化合物的第一转化器中，即它们混合有所使用的、含有CO和H2的气体混合物，混合的和部分未转化的合成气被送至用于合成汽油的转化器中来抑制R1-O-R2类型的化合物的分解反应。同时，它优选被转移到该工艺的另一部分中，以避免惰性成分的累积。使用在到汽油合成转化器的入口处的容积流量来实现将合成气未反应的组分的一部分供应到汽油合成转化器中，其保证氢分压不低于0.07MPa和CO分压不低于0.08MPa。
对于R1-O-R2类型的化合物的合成，使用在反应室中的具有几乎等温条件的冷却的转化器，其中优选大于50m2热传递表面/m3催化剂。从而，循环气体的体积相对于1m3催化剂，优选低于150m3，其中所述循环气体基本上由未反应的合成气和短链烃气体组成。
汽油合成：
在汽油合成转化器中，来自合成R1-O-R2类型化合物的转化器的产物流的至少一部分，按照85%至99.5%的R1-O-R2类型化合物的优选的转化率，来与催化剂进行接触。
在汽油合成的转化器中，与催化剂的接触发生在从转化器到R1-O-R2类型化合物的合成的整个流程，或在产物流的总（至少一部分）液体成分与用于R1-O-R2类型化合物的合成的转化器的产物流的气体成分的一部分，其在汽油合成转化器原料流中保证：转化至1m3（i.N.）的气流、超过0.07MPa的H2分压和超过0.008MPA的CO分压。这些H2和CO分压的值在汽油合成转化器中保证了抑制R1-O-R2类型化合物的分解反应的。
从甲醇和二甲醚合成烃存在宽范围的催化剂。它们中的一部分被描述在Nefjodow B.K.，Konowaltschikow L.，Rostanin N.N.的著作“Catalysts of petroleum processing and petrochemicals based on zeolitewith high silicon content（石油处理和石化产品的具有高硅含量的基于沸石的催化剂）”，M：ZNIITENEFTECHIM，1987。从R1-O-R2类型的化合物来合成汽油的催化剂优选至少部分地包含质子化的沸石（例如HZSM-5），优选具有pentasil基团。优选地，使用具有至少12的高的SiO2O3/Al2O3比例、特别优选具有至少30的SiO2O3/Al2O3比例的沸石。富硅的沸石的使用减少了在产物中的均四甲苯的形成。蒸汽稳定的催化剂可以通过用Ib.族的元素进行改性来得到。也能使用二氧化硅与金属氧化物（氧化镓和/或氧化铟）的结合（1985年的US4,507,404、1983年的EP 0,070,690、1984年的EP 0,124,999）。例如，如果氧化镓和/或氧化铟结合有氧化钍和富硅沸石时，则可以得到优质、富含芳族化合物的汽油（1983年的EP 0,070,690）。
进料至第二转化器的输入物质是整个第一产物流或部分，其包含R1-O-R2类型的化合物。R1-O-R2类型的化合物（优选为甲醇和如果有的话为二甲醚）在汽油合成转化器的输入物质中的分压被转换成1m3（i.N.）气流时，特别有利地被维持在0.5MPa以下（有利的区别特征）。
在汽油合成的转化器的输入物质中的蒸气的分压特别有利地在0.3MPa以下（有利的区别特征）。
在汽油合成转化器中的方法特别有利地在至少0.07Mpa的氢分压和在至少0.008Mpa的一氧化碳分压下（有利的区别特征）进行。
本发明的方法的特征在于以下事实：在第二转化器中，输入物质与催化剂的接触在氢和一氧化碳的存在下进行。因此，R1-O-R2类型化合物（优选甲醇和二甲醚）向烃转化的选择性被有利地提高，因为抑制了其向碳和氢的氧化物的分解。
优选将在近乎等温条件下在具有约40m2热传递表面/m3催化剂的反应区域中的可冷却的转化器用于汽油合成。相对于1m3催化剂而言，循环气体的体积共计低于150m3。反应热优选用于生产压力最高达22MPa的水蒸气。这也是本发明的区别特征，其与权利要求1的特征一起允许选择性高于83%、优选高于86%的具有高质量的汽油。此处，术语“选择性”被理解为汽油相对于反应的甲醇的烃部分的产率。
优选地R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇和如果有的话二甲醚）在汽油合成转化器中对于甲醇的转化率共计高于85%和低于99.5%和对于二甲醚高于92%和低于99.8%。R1-O-R2类型化合物的不完全的转化是本发明一个关键区别特征，该特征允许控制该方法的选择性（汽油组相对于被转化的R1-O-R2类型化合物的烃含量的产率）连同控制所生产的汽油的必需的质量和中间生产周期的持续时间（在催化剂的再生之间的过程的工作寿命）。这是以下事实的原因，所述事实为：在本发明中汽油所具有的芳族化合物的含量低于46%，在其中所含的苯含量低于1质量%，而异链烷烃高于40%并具有高辛烷值的数字特征（93-96ROZ），这也是本发明的区别特征。
除烃以外，来自R1-O-R2类型的化合物、C3-C4烃、水的汽油合成产物含有未反应的甲醇和其它R1-O-R2类型的化合物以及“干燥”气体。该“干燥”气体主要含气态物质（短链烃（C1-C2）、CO、CO2和H2以及合成气的其它成分）。
汽油合成的产物的分离：
将汽油合成的产物冷却并且在不稳定的汽油中、水相和在气体的非冷凝的成分中分离。该分离优选在三相分离器中通过物理相分离来进行。非冷凝的气体成分包含以下成分：合成气、轻质烃（C1和C2）、痕量的更重质的烃。该循环气体至少部分地被回收到汽油合成转化器中和/或到合成R1-O-R2类型化合物的转化器中。随着大量的循环气体进入到汽油合成转化器里，可以有利地设置甲醇和水的分压。
在三相分离器中的液相由于密度区别在水和烃之间形成含烃的相边界。具有低密度的液体（烃）在所述相边界之上聚集，而水相下沉到底部。
在三相分离器中所分离的液体烃包含优选被导入蒸馏塔中的烃，其中如果需要，分离优选的重质汽油成分（均四甲苯馏分）和塔顶气体，所述塔顶气体主要为C3-C4烃和残留的C1-C2烃（短链烃）和合成气成分。在均四甲苯在烃中的含量可允许的情况下，不分离重质汽油。
具有在500–700mm QS（作为汽油类所必需的功能）以下的必需的饱和蒸汽压的所获得的稳定的汽油馏分是商业汽油或形成具有92-98（ROZ）的辛烷值的商业汽油的生产的基础。
在三相分离器中所分离的水包含甲醇。水中的甲醇含量取决于在汽油合成中的甲醇的转化率，一般其为高于3重量%和低于30重量%。
优选地，由于不同的沸腾温度，具有所定义的甲醇含量或具有其它R1-O-R2类型化合物的水相首先在蒸馏塔中被分离成各馏分，其中一种馏分主要是甲醇或与甲醇不同的R1-O-R2类型的化合物，其具有低的水量（浓缩的甲醇）和另一馏分含有具有低含量的甲醇的水（被污染的水）。浓缩的甲醇和如果可能二甲醚或者另一R1-O-R2类型的化合物优选被再循环到汽油合成转化器中。被污染的水包含残余含量的甲醇（通常最大为5重量%）或另一R1-O-R2类型的化合物。
为从本发明方法的污染的水中除去残余的甲醇，通过与催化剂接触（蒸汽重整或催化分解）将甲醇和可能的另一R1-O-R2类型的化合物进行催化分解来转化成氢和气态的碳氧化物。在冷却以后将水分离，该冷却通过碳产生的氧化物（CO和CO2）和氢的冷凝来进行。碳氧化物和氢可有利地混合有合成气并被再循环到R1-O-R2类型化合物的合成方法中。在分离气体以后，在随后水的脱气中，得到了化学纯化的水。包含甲醇的水与催化转化器的接触优选在低于380℃的温度、特别优选在低于350℃和优选在高于200℃的温度下进行。
含有R1-O-R2类型化合物（优选甲醇、可能的话二甲醚）的水与催化剂的接触，优选在以下压力下实现，所述压力使得能够直接地或在循环压缩机的帮助下使在第一转化器中生产的合成成分进入第一转化器中。该压力对应于用于R1-O-R2类型化合物的合成的反应的压力以及在甲醇的催化分解的产物的出口与输入物质进入甲醇合成转化器的入口之间的压力损失的总和。
可选地，R1-O-R2类型化合物在水中的剩余含量由生物清洁方法来除去。所述生物纯化的水可以被排入废水网络。
然而因此需要考虑，生物清洁要求在水中的甲醇含量低于0.2-1重量%，而且通过分馏获得这样的浓度同高能量成本联系在一起，或者要求用纯净的水对污染的水进行大幅度稀释，这增加了生物清洁的成本。
来自R1-O-R2类型化合物的水的催化纯化的应用是另一有利的区别特征，因为它使得能够以相对低的努力对于在汽油合成转化器中的工艺条件进行控制，来降低R1-O-R2类型的化合物的转化率，并且从而达到产物的高选择性和高质量。
设备（装置）：
本发明的目的也是执行根据本发明方法的设备（装置）。
该设备（装置）包括：
a.)至少一个第一转化器，其含有适合于将CO与H2催化转化成R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇）的催化剂；
b.)至少一个第二转化器，其含有适合于将R1-O-R2类型的化合物催化转化成烃的催化剂；
c.)至少一个分离器，其能够适合于从产物流中分离汽油烃，所述产物流除了烃之外还含有R1-O-R2类型的化合物、水和气体，所述气体含有短链烃、合成气组分、R1-O-R2类型的化合物以及痕量的烃；
d.)至少一个第三转化器，其含有适合于将在水中所含的R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇）催化转化成CO和H2的催化剂。
上述组件优选地串联连接，即第一转化器直接或间接地与第二转化器连接，以使得产物流的至少一部分从第一转化器送至第二转化器中。第二转化器与分离器c.)连接，因此来自第二转化器的产物流被送至分离器c.)中。从而，分离器c.)间接地与第三转化器连接，以使得在分离器c.)中被分离的含有R1-O-R2类型化合物的水，并且如果需要，将所含的R1-O-R2类型化合物的主要数量预先蒸馏分离之后被送至第三转化器中。分离器c.)具有与第二转化器的连接，其使得短链烃和分离器c.)的其它气相成分能够被回收到第二转化器的入口处。
优选地，所述设备包括从第三转化器到第一转化器的连接，其使得在第三转化器中形成的CO和H能够被送至第一转化器中。
为了进行第一产物流分离方法的变形，所述设备包括用于从第一转化器中将产物流进行分离的另外的分离器。在这种情况下，所述另外的分离器优选有到第一转化器的连接，其使得在分离器中所分离的CO和H能够被送至第一转化器中。该（另外的）分离器优选地也具有到第二转化器的第一连接，如果需要，其使得在水的至少一部分被分离以后，R1-O-R2类型的化合物能够被送至第二转化器中，并且优选地也具有到第二转化器的第二连接，如果需要，其使得包含CO和H2的气流的至少一部分能够被送至第二转化器中。
为了进行第一产物流（全部）直接引入到第二转化器中的变形方案，则第一转化器在设备上直接地、以具有材料流的方式与第二转化器连接，以使得全部产物流在没有分离的情况下从第一转化器被送至第二转化器中。在这种情况下，分离器是c.)，其优选具有与第一转化器中的连接，该连接使得干燥气体（未转换的CO和H2以及短链烃）能够被回收到第一转化器中。
在这两种情况下，均对包含烃、汽油烃、气体和水的第二产物流进行分离。包含未反应的R1-O-R2类型化合物的水，优选是在分离器c.)下游的装置中（优选蒸馏塔），其提供了在水中分离具有高含量的R1-O-R2类型化合物（优选甲醇和如果需要的话DME）的产物的可能性，该分离的R1-O-R2类型的化合物能够被再次添加到第二转化器中的源材料中。因此，该位于分离器c.)下游的装置优选具有将在水中的R1-O-R2类型的化合物的分离的浓缩溶液回收到第二转化器中的连接。通过该另外的装置，R1-O-R2类型的化合物从水中不完全地除去。因此，该另外的装置也具有到第三转化器的连接，其使得仍然被污染的水能够被送至第三转化器中，其中将R1-O-R2类型的化合物进行分离。
对于R1-O-R2类型化合物（优选为甲醇和可能的话为DME）的分解，能够使用已知的催化剂，一个综述描述在下述文章中，其作者为Klabunowski E.I.等人，标题为“Catalysts of conversion of methanol intosynthesis gas（甲醇转化为合成气的催化剂）”（Katalyse in der Industrie，2004，第6期，第3-9页），也可以使用CO蒸汽重整催化剂、甲醇合成催化剂以及其它催化剂。
在步骤d.)中，可以使用任何类型的转化器，然而，优选具有颗粒化的催化剂的固定床的通流式转化器（through flow converter）。用于步骤d.)中的转化器在下文中被称为水纯化转化器。
为了安排从合成气中合成汽油的连续生产方法，不使用一个而是优选使用两个转化器：第一个转化器在反应状态下工作，第二个转化器在催化剂再生状态下工作。
术语转化器在本发明的说明书中与反应器同义地使用。用于步骤a.)和/或步骤b.)中的转化器优选是其中催化剂作为固定床来安装的通流式反应器。
优选地，将第一和/或第二转化器进行冷却。该冷却通过间接蒸发冷却以优选方式来进行。在步骤a.)和/或步骤b.)中的反应状态优选进行在几乎等温下进行。优选设计所述转化器，从而使得其允许在催化剂床中所产生的反应热能够直接和完全地消散，并因此使得在反应室的容积中的反应状态能够保持在几乎恒温下。
通过在第一和/或第二反应器中进行冷却所消散的反应热可以有利地用于产生蒸汽（水蒸气）。
第一转化器（甲醇合成和可能的话DME合成）优选具有的热传递表面积与催化剂体积的比例不低于50m2/m3，并且不高于400m2/m3。使用在第一转化器中消散的热量所产生的蒸汽优选具有的压力不低于0.6Mpa，并且不高于4MPa。
第二转化器（汽油合成）优选具有的热传递表面积与催化剂体积的比例不低于40m2/m3，并且不高于200m2/m3。使用在第二转化器中消散的反应热所产生的水蒸汽优选具有的压力不低于3.0Mpa，并且不高于22MPa。
由产生的蒸汽所消散的反应热能够有利地被用于生产冷却剂，其能够用于在步骤a.)和/或步骤b.)以后的产物的分离。
用于工艺中的合成气能够从各种原料生产。所述原料可以是化石或生物来源（例如煤炭、生物质、天然气或者生物气）。在合成气中CO与H2的比例取决于生产用的原材料和生产方法。合成气通常也包含惰性成分（如N2和水）。合成气优选不含催化剂毒物（硫化合物、氮化合物）和外来物质，被干燥和如果需要被压缩。
对于甲醇或DME的合成，在合成气中H2/CO的比例优选是不低于2。在这种情况下，相对在CO中的C，得到了高产率的甲醇（DME）。在更小的比例时，甲醇（DME）的产率降低和CO2的产率增加。
根据本发明的方法的各工艺步骤进一步参照优选的实施方式来解释：
从合成气中生产汽油按照以下两个步骤：在步骤a.)中，进行R1-O-R2-类型化合物例如甲醇和/或二甲醚的合成，在步骤b.)中，R1-O-R2类型化合物到烃类混合物的转化在沸石催化剂上进行。产生在第一步骤中的R1-O-R2类型化合物，能够以整个产物流的方式从第一转化器被引入到第二步骤中，或由任何变形方案来从第一转化器的产物中分离，然后送入第二步骤中。
从第一转化器的产物中，可以将在含水的混合物中所包括的甲醇和可能的二甲醚进行分离，以作为第二步骤的原料。未转化的合成气优选是从第一转化器的产物中分离，或从第二转化器的产物中分离并且回收到用于R1-O-R2类型化合物的合成的第一转化器中。
合成气可以有利地使用未加工的混合物，但是优选进行干燥和压缩，如果需要则在该混合物中用循环气体进行加热，该加热最高的温度是接近反应温度的温度，该加热例如在同流热交换器和/或锅炉（蒸汽锅炉、熔炉和/或电炉）中，并且引入到第一转化器（在附图-单元I）中来用于R1-O-R2类型化合物（甲醇和可能的话二甲醚）的合成。为了生产R1-O-R2类型的化合物，存在与甲醇合成的催化剂的接触，或存在与甲醇合成催化剂的接触和甲醇脱水成二甲醚（DME）的催化剂的接触。
对于在步骤a.)中的甲醇合成，优选将含铜的催化剂使用在最高达260℃的温度下和在最高达6Mpa的压力下。CO和H2在甲醇形成下的反应以90.73kJ/Mol的甲醇的放热作用下而放热地运行。这就是为什么在步骤a.)中优选使用等温冷却的转化器。该转化器能够降低必需的循环气体的体积，并在最佳的条件下进行合成，其中这些条件为：副产物的形成相应降低，增加了甲醇的产率，延长了催化剂的运行时间以及所产生的中等压力蒸汽用作载能体。
来自R1-O-R2类型化合物的合成的转化器的产物优选在热交换器中进行冷却，其中原料流（合成气）被预热。作为一个变型的方案，产物流优选被分离成气体产物和冷凝液。为此，产物优选在空气冷却器和水冷却器中进行冷却，并且在产物中存在二甲醚的情况下，再另外地通过低温的施加来进行冷却。将有机成分和水进行冷凝。冷凝液（水含量最高达20%的粗甲醇，或二甲醚、甲醇和水的混合物）在分离器中被分离。来自分离器的气体产物是未转换的合成气，一部分的该未转换的合成气被回收来用于与原料合成气进行预混合，为的是在第一转化器中的完全转化。
作为变形方案，用于从包含有机成分的混合物中分离水的蒸馏塔，能够被连接在分离器的下游，因为在用于将R1-O-R2类型化合物转化成烃的第二转化器的原料中的水的存在，加速了用于第二转化器的沸石催化剂的不可逆的失活。然而，这是非常昂贵的操作，并且用惰性成分来稀释第二转化器的原料流以降低水和甲醇的分压是更加经济的。
将所分离的R1-O-R2类型化合物（甲醇或甲醇/DME混合物）或来自第一转化器（单元I）的产物流送至第二转化器（在附图中-单元III）中来用于汽油合成，其中，它优选混合有来自单元V的甲醇的回收流（在图1+2中的流11）、来自单元IV的轻质烃气体的回收流（在图1的流7）以及来自分离器（单元II）的未反应的合成气的流（在图1中的流E5）。混合流优选被送至同流热交换器中，并在锅炉中进行加热，然后送至汽油合成转化器中。
氢和一氧化碳在本发明的方法中的甲醇（和如果需要的话二甲醚）的转化期间的存在，降低了虽然只是部分地在步骤b.)中的甲醇到氢和一氧化碳的不需要的分解。该优点增加了所形成的烃的选择性。氢分压优选高于0.07Mpa，并且一氧化碳的分压高于0.008MPa。为了达到必需的效果，氢和一氧化碳混合有预先从第一产物流中所分离的甲醇（和如果需要的话二甲醚），或者含还未转化的合成气的第一产物流被直接地引入到第二转化器中。在第二转化器中的氢和一氧化碳担当稀释的组分，即它们稀释离析物（educt）（甲醇和如果需要的话为DME）。甲醇（甲醇+DME）在第二转化器的原料流中进行的稀释将使得甲醇的分压低于0.5Mpa和水的分压低于0.3MPa。
来自汽油合成转化器的产物优选在同流热交换器中进行冷却，其中转化器的原料（甲醇和可能的DME）优选被加热，如果可能在具有循环气体的混合物中被加热。冷却流优选被送至第二分离器中（在附图中的单元IV），以分离汽油合成转化器的产物。当在同流热交换器和在冷凝器中进行冷却时，对汽油烃、一部分的轻质烃、未反应的R1-O-R2类型的化合物以及水进行冷凝。在分离器中优选将以下物质分离：1.包含未反应的R1-O-R2类型化合物的水，2.汽油烃和3.气相：氢、碳氧化物和轻质烃（大多数最高达4个碳原子、主要为甲烷和C2-C4烃），它们在甲醇转化过程中形成。一部分的气相混合有一部分的含CO和H2的气体，其来自第一分离器（在附图中的单元II），并且优选作为稀释成分来回收到在汽油合成转化器中的原料（甲醇和如果需要的话DME）中。
来自分离器c.)的汽油烃冷凝液优选被加热和被引入稳定塔中，其中轻的塔顶气体（短链烃，基本上是丙烷、丙烯、丁烷、丁烯以及甲烷、乙烷、乙烯和H2）从稳定的汽油（在附图中的流8）中来分离。如果需要，C3-C4烃能够作为液体馏分C3-C4来分离。从被送至稳定塔的汽油烃中，甚至重质汽油（在附图中的流9）也能够在稳定塔或在另外的塔中进行分离。
作为变形方案，来自分离器c.)的水相（在附图中的流10）能够被引入蒸馏塔（在附图1+2中的单元V）中，然后被引入到水纯化转化器（在附图1+2中的单元VI）中。在蒸馏塔中的R1-O-R2类型的化合物（在附图1+2中的流11）被浓缩。改变该回收流的方向到汽油合成的单元中。将含有残余的含量水平的R1-O-R2的、在塔的聚水处所保存的水引入水纯化转化器中。可以直接地添加来自分离器c.)的水相，以用于水纯化。
附图说明
根据本发明的方法的两个优选的变形，根据以下附图来进行描述。
图1显示了从根据本发明的合成气中来生产汽油的优选的方法的框图，其中将合成气的回收流从合成R1-O-R2类型化合物的转化器的产物中分离而且在主要数量的甲醇从工艺用水中蒸馏分离之后，将在水中的甲醇催化分解。
图2显示了从根据本发明的合成气中来生产汽油的优选的方法的框图，其中将来自第一转化器的产物流直接引入到第二转化器里，而且将合成气的回收流从汽油合成转化器的产物中分离，并且在主要数量的甲醇从工艺用水中蒸馏分离之后，将在水中的甲醇进行催化分解。
具体实施方式
在图1中，将比率取决于其产生方法的主要成分为氢和一氧化碳的、也包含惰性组分的合成气1，脱去催化剂毒物和添加剂而纯化，如果需要的话，被压缩和被送至R1-O-R2类型化合物的合成的第一转化器（单元I）中，在该处将其与循环气体3进行混合。所得的混合物在同流热交换器和锅炉（锅炉和/或电炉，熔炉）中来预热到反应温度，并且被提供到合成R1-O-R2类型化合物的转化器中。在R1-O-R2类型化合物的生产中，存在与甲醇合成的催化剂的接触或与甲醇合成催化剂以及甲醇到二甲醚的脱水的催化剂的接触。在甲醇合成过程中，优选将含铜的催化剂应用在最高达260℃的温度和最高达8Mpa的压力，但是，即使是锌铬催化剂也可以使用，其在最高达360℃的温度和高于8Mpa的压力下运作。
来自R1-O-R2类型化合物的合成转化器的产物在热交换器中进行冷却，在其中原料流在空气冷却器中和水冷却器中进行预热，在产物中存在二甲醚的情况下还要使用低温，此时R1-O-R2类型的化合物以及水冷凝。将冷凝液（水含量最高达20%的粗甲醇，和/或二甲醚、甲醇和水的混合物）存储在分离器（单元II）中。来自分离器的气态产物是未反应的合成气，将其中的一部分（流3）引入来与原料合成气进行混合，为的是将原料完全转换。在分离器中所分离的R1-O-R2类型的化合物4（甲醇和如果需要的话DME），混合有：来自单元V的甲醇11的回收流、来自第二分离器（单元IV）的轻质烃气体的回收流7以及来自单元II的未反应的合成气的流5，优选来自分离器的气体产物。优选地，将各成分在同流热交换器和/或在锅炉中进行混合之后进行加热然后送至汽油合成转化器中。
为了获得好的汽油质量（低份额的重质汽油和芳族化合物），R1-O-R2类型的化合物（甲醇和如果需要的话DME）在第二转化器（单元III）中的转化率优选保持在低于99.5%。汽油合成转化器的产物含有：在R1-O-R2类型化合物的转化过程中所产生的烃（特别是汽油烃）和未反应的主要是甲醇的R1-O-R2类型化合物以及合成气成分。
两个转化器（单元I和III）优选都是冷却的转化器。在低于150实际m3/m3的催化剂的循环气体的流速下，第一转化器具有至少50m2热传递表面积每1m3催化剂。在低于150实际m3/m3催化剂的汽油合成中的循环气体的流速下，在第二转化器中的热传递表面积是至少40m2每1m3催化剂。如上所述，冷却转化器时所产生的蒸汽，被用来通过吸收型制冷机在蒸汽加热器中产生冷却剂，以预热第一转化器的原料流和作为产物分离塔的底槽加热（sump heating）。
汽油合成（单元III）转化器的产物在同流热交换器中冷却，在其中转化器的原料被加热，在冷却器中被进一步冷却。在冷却的过程中，发生了汽油烃和水的冷凝。将冷却流6转移到分离器c.)（单元IV）中来用于汽油合成反应器产物的分离。在分离器c.)中，分离下列物质：1.含甲醇的水10，2.汽油烃相8+9以及3.气相7，其含有在甲醇转换过程中所形成的氢、碳氧化物和轻质烃。
在上述情况下，轻质烃气体7的回收流混合有一部分的来自第一分离器（单元II）的、含CO和H2的气体5，为的是得到用于R1-O-R2类型化合物的合成原料的稀释组分。
将来自分离器（单元IV）的烃冷凝液6（包括C5+烃）引导到稳定塔（单元IV）中，在该处轻的塔顶气体7从稳定的汽油8中分离。从不稳定的汽油烃中，甚至重质汽油9也能够在稳定塔中或在另外的塔中进行分离。
将来自分离器的水相10引入到单元V中来用于R1-O-R2类型化合物的浓缩，并且从此处被引入到单元VI中来用于R1-O-R2类型化合物的催化水纯化。根据转化的水平，此处的水通常含有在3.5重量%和30重量%之间的R1-O-R2类型的化合物。
在R1-O-R2类型的化合物的浓缩单元V中，甲醇的富集实现在蒸馏塔的上部中，并且它将保持甲醇回收流11，该甲醇回收流11被送至汽油合成单元III中。来自塔（单元V）的剩余物：水12被引导入水纯化转化器（单元VI）中，在该处甲醇的催化分解在含水介质中进行，其中所述水12含有的甲醇5在1%和5%之间。
在水纯化转化器（单元VI）中，来自甲醇分解的气流13含有碳氧化物和氢，其被引导到第一转化器（单元I）中。得到了化学纯化的水14，其被用于重新填充再循环利用冷却水***、蒸汽产生***以及用于其它目的。
如图2所显示的制造方法是图1显示的方法的一个简化版，并且主要在以下方面与图1不同：
将第一转化器（单元I）的产物在热交换器和/或锅炉中而且在没有预先分离下进行加热，直接地引导到汽油合成转化器（单元III）中。
作为含氧原料的稀释的组分，可以再次使用循环气体3（此处是来自单元IV）。
并且此处，除循环气体3之外，另外的氢和一氧化碳13在送至第一转化器之前或当时还混合有合成气1，所述另外的氢和一氧化碳13在催化水纯化转化器（单元VI）中形成。就它的组成而言，第一转化器的产物基本上对应于在图1中的方法的产物。
为了实现最佳汽油质量（低含量的重质汽油），R1-O-R2类型化合物（甲醇和如果需要的话DME）的转化率优选被保持在低于99.5%。
此处首先将汽油合成转化器的产物在同流热交换器中冷却和然后在冷却器中冷却。将部分冷却的流6供应到单元IV中，来用于汽油合成转化器的产物的分离，在此处，由于在冷却器中的冷却，发生了烃和水的冷凝。含未反应的R1-O-R2类型化合物的水10存储在分离器中，并将汽油烃相和气相进行分离。来自分离器的气体产物主要由未反应的合成气和轻质烃组成，将其中一部分（流3）进行回收来用于与开始的合成气在第一转化器（单元I）中进行混合，为的是将原料完全转化。
取决于转化率，在汽油合成转化器中形成的水所包含的甲醇（和偶尔为DME）一般在3.5%和40%之间。因此，水纯化发生在蒸馏塔（单元V）中，然后在单独的水纯化转化器（单元VI）中通过甲醇到氢和碳氧化物的催化分解来进行（在此处这些气体作为混合物被回收到在工艺中的合成气里），参见在图1中的描述。
来自分离器（单元IV）的烃冷凝液引导到稳定塔（单元IV）中，其中将汽油8进行分离。甚至重质汽油9也可以在稳定塔中从不稳定的汽油烃中进行分离或在另外的塔中从不稳定的汽油烃中进行分离。
将来自分离器的水相10供应到单元V中以富集R1-O-R2类型的化合物，然后供应到水纯化转化器（单元VI）中。在R1-O-R2类型的化合物的浓缩单元V中，甲醇的富集在蒸馏塔的顶上部分实现，并且它将接受该甲醇的回收流11，该回收流被回收到汽油合成单元III中。所含的甲醇5在2和5%之间的塔的剩余物-水12，被送至水纯化转化器（单元VI）中。
在清洁单元VI中，包含甲醇的水流优选被输送到同流热交换器和/或预热器中，在此处它被加热到必需的反应温度，然后被送至水纯化转化器，在此处实现了与甲醇到氢和碳氧化物的分解催化剂的接触。
来自水纯化转化器的产物优选在同流热交换器中和在空气冷却器中来冷却。随后，将气相在分离器中从冷凝液中进行分离。在甲醇13分解中由此分离的气体离开分离器而且引导其在第一转化器（单元I）中与原料合成气进行混合。该纯化的水被送到脱气塔中。得到了化学纯化的水14，其用于重新填充循环的冷却水***、蒸汽产生***以及用于其它目的。
通过如图1和2所示的水，间接地冷却转化器。水吸收加热载体中的热量，其又从反应区域中获得热量。水作为蒸汽离开单元I和III。
在以下，借助于对比例和实施方式说明本发明。
实施例1（对比例）
该实施例以类似于Haldor Topsoe IJ Topp-Jorgensen公司的TIGAS方法实施，该方法记载于1987年再版的“Studies in surface and catalysis（表面和催化剂研究），V，36，methane conversion（甲醇转化）”。
图3显示了TIGAS方法的框图。
将合成气与包含合成气未反应的组分和轻质烃的循环气混合，并且在合成甲醇＋DME的反应器中用由甲醇合成催化剂组分和甲醇脱水催化剂组分组成的双功能催化剂来进行反应。来自甲醇+DME+水和来自未反应的合成气组分的混合物被提供给汽油合成步骤，其在含沸石的催化剂的情况下，发生甲醇和DME变成烃的转化反应。然后产物混合物被分离成汽油、所添加的清洗用水相、C3-C4组和气体，其中一部分作为循环气供给到含氧化合物的合成步骤。所有步骤在50-100巴范围内的几乎相同的压力下进行。
使用含H2:CO=3的合成气。
根据来源，基于合成气中的CH2，含氧化合物的产率为94％。相对于含氧化合物中的CH2，汽油的产率为78％。
总体上，不考虑产物分离等的损失，相对于合成气中的CH2，汽油的产率为73.34％。
此外，列举了根据本发明的工艺方案的不同变化的实施例。
使用具有以下体积组成的实际合成气：CO-21.91；H2–61.16；CO2–6.38；CH4-1.83；H2O–8.72。
合成气的流速为738.3m(i.N.)/h。
使用命名为MEGAMAX
（组分CuO，ZnO，Al2O3）的M/s.Südchemie催化剂来用于从合成气生成甲醇，以及使用命名为SMA-2的M/s.Südchemie含沸石催化剂来用于从甲醇生成汽油。
在转化器中合成R1-O-R2类型化合物的工作条件为：温度范围210至260℃，压力范围50至55MPa。催化剂体积为0.46m，在反应区域中的热交换表面为30m。生成的蒸汽压力为1.8MPa。
在合成汽油的转化器中，实施例2-4的压力可以为7巴，实施例5的压力为45巴。在反应状态中过程温度在310至430℃的范围内，在再生状态中过程温度在280至500℃的范围。
将合成甲醇和合成汽油的转化器冷却。使用具有60m2/m3的热交换表面的转化器。
在合成甲醇转换器和合成汽油转化器中的反应在几乎恒温的条件下进行，其中催化剂颗粒的温度差异小于5K。
在实施例2至4中，将产生含氧化合物的工艺的产物分离在40℃的温度下进行。在所有的样品中，将汽油合成的产物分离在5°C以上的温度下进行。
实施例2至5的特征在于应用本发明的各区别特征的不同选择。
实施例2
用于生成合成汽油的设备（装置）主要对应于图1中的图示，并且包括从合成气合成甲醇的单元（单元I），从单元I的产物流中分离甲醇的单元（单元II），从粗甲醇合成汽油的单元（单元III），分离汽油产品的分馏单元（单元IV），从工艺用水分离甲醇的单元（单元V）。
与图1中的图示相比，用于含甲醇的水的纯化单元没有运行。相对于图1，流5、13和14在设备中没有出现，即，在单元III中，不提供流5。
表2.1.体系中的物料平衡
从粗甲醇合成汽油的生产状态，不将 合成汽油的 甲醇的转 甲醇转化为汽 (CO+CO2)
来自甲醇合成单元的合成气添加到合 催化剂： 化率： 油的选择性： 转化为甲醇
成汽油的单元，没有水纯化单元 SMA-2 99% 86% 的转化率：
94.7%
年运转小时数 8000.00
*相对于甲醇的CH2，**相对于合成气的CH2
表2.2.图1中图示的流的特征
实施例3
用于生产合成汽油的设备主要对应于图1中的图示，并且包括：从合成气合成甲醇的单元（单元I），从单元I的产物流中分离甲醇的单元（单元II），从粗甲醇合成汽油的单元（单元III），分离汽油产品的分馏单元（单元IV），从工艺用水分离甲醇的单元（单元V）。
用于含甲醇的水的纯化的单元没有运行。相对于图1的图示，流13和14在设备中没有出现。
表3.1.体系的物料平衡
从粗甲醇生产合成汽油的 合成汽油的 甲醇的转化 甲醇转化为汽 (CO+CO2)
状态，没有水纯化单元 催化剂： 率： 油的选择性： 转化为甲醇
SMA-2 99% 87% 的转化率：
94.2%
年运行小时数 8000.00
*相对于甲醇的CH2，**相对于合成气的CH2
表3.2.图1中图示的流的特征
实施例4
生产合成汽油的设备与图1中的图示吻合，并且包括：从合成气合成甲醇的单元（单元I），从单元I的产物流中分离甲醇的单元（单元II），从粗甲醇合成汽油的单元（单元III），分离汽油产品的分馏单元（单元IV），从工艺用水中分离甲醇的单元（单元V），含甲醇的水的纯化单元（单元VI）。
表4.1.体系的物料平衡
从粗甲醇生产合成汽油的状态 合成汽油的 甲醇的转化 甲醇转化为汽 (CO+CO2)
催化剂： 率： 油的选择性： 转化为甲醇
SMA-2 97% 87.5% 的转化率：
94.7%
年运行小时数 8000.00
*相对于甲醇的CH2，**相对于合成气的CH2。
表4.2.图1中图示的流的特征
实施例5
生产合成汽油的设备与图2中的图示吻合，并且包括：从合成气合成甲醇的单元（单元I），从单元I的产物流中在没有分离甲醇的情况下合成汽油的单元（单元III），分离汽油产品的分馏单元（单元IV），用于从工艺用水中分离甲醇的单元（单元V），含甲醇的水的纯化单元（单元VI）。
表5.1.体系的物料平衡
从甲醇合成的流中生产 合成汽油的 甲醇的转化 甲醇转化为汽 (CO+CO2)
合成汽油的状态 催化剂： 率： 油的选择性 转化为甲醇
SMA-2 99% 85.5% 的转化率：
94.2%
年运行小时数 8000.00
*相对于甲醇的CH2，**相对于合成气的CH2
表5.2.图2中图示的流的特征
参考列表：
在附图和文中使用下列术语：
1-输出合成气
2-来自合成R1-O-R2类型化合物的单元的产物
3-循环气体（合成气，其从单元II或IV回收到单元I中）
4-原料甲醇（和/或R1-O-R2类型化合物的原料）
5-循环气体（合成气，其从单元II供给到单元III）
6-来自汽油合成单元的产物
7-循环烃气体（从单元IV回收至单元III）
8-汽油
9-重质汽油
10-工艺用水
11–被回收的R1-O-R2类型的化合物(优选甲醇)
12-含R1-O-R2类型化合物（优选甲醇）的废水
13-气体，其在R1-O-R2类型化合物（优选甲醇）的分离过程中形成
14-化学纯化水
15-气体
16-C3-C4组
I–具有第一转化器的R1-O-R2类型化合物的合成单元，
II-具有第一分离器的分离单元
III-具有第二转化器的汽油合成单元
IV-具有第二分离器和不稳定的汽油的稳定塔的分离单元
V-R1-O-R2类型化合物（优选甲醇）在蒸馏塔中从工艺用水中来浓缩的单元
VI-含有R1-O-R2类型化合物（优选甲醇）的水的催化纯化的单元
Claims (14)
1.通过含CO和H2的气体混合物（合成气）的转化来生产烃的方法，该方法通过以下步骤来进行：
a.)与在第一转化器中的催化剂进行接触来生产第一产物流，其含有:
-至少一种R1-O-R2类型（其中R1-是具有1至5个碳数的烷基基团，和R2-为氢、具有1至5个碳数的烷基和烷氧基基团）的化合物，其中R1-O-R2类型的该化合物优选是甲醇和/或二甲醚，以及
-合成气的未反应组分；
b.)在第二转化器中使来自第一转化器的全部产物或在分离至少一部分合成气的未反应组分之后与催化剂进行接触，来生产产物流，其含有：
-汽油烃，其包括最高达45重量%的芳族化合物，其中包含最高达1重量%的苯和不低于40重量%的异链烷烃，
-C1-C4烃，其优选以不超过17重量%的量（转化成在反应的甲醇和/或，如果有必要，在反应的二甲醚中的C）来形成，
-未反应的R1-O-R2类型的化合物
-以及合成气中的未反应的组分，
其中合成气从第一和/或第二产物流中分离并至少部分地作为循环气体回送到第一转化器中；
c.)分离第二转化器中的产物，其中所获得的不稳定的汽油通过已知的方法来稳定化，其中获得：
i.)汽油馏分，如有必要，从其中分离含均四甲苯的馏分，
ii)C3-C4烃的馏分，
iii.)含有轻质烃和合成气的未反应组分的气流，以及
iv.)含有R1-O-R2类型的未反应化合物、优选甲醇和/或二甲醚的水相，
其中所述气流iii.)至少部分地作为循环的气体而被回送到第二转化器和/或第一转化器中，
并且所述水相iv.)直接被送至纯化R1-O-R2类型的化合物或者首先被送至精馏，其中通过精馏在R1-O-R2类型的化合物的浓缩溶液（优选不低于75%）和被R1-O-R2类型化合物污染的水（优选R1-O-R2类型的化合物的含量最高达5%）中进行分离，其中被R1-O-R2类型化合物污染的水被送至纯化。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述第二转化器的原料显示出的氢气分压大于0.07Mpa，碳氧化物的分压大于0.008MPa，R1-O-R2类型化合物（优选甲醇和/或二甲醚）的分压小于0.5MPa以及水的分压小于0.3Mpa。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在步骤b.)中R1-O-R2类型化合物（优选甲醇）的转化率不低于82%和不高于99.5%，并且任选地二甲醚的转化率不低于92%和不高于99.8%。
4.根据权利要求1至3中的一项所述的方法，其特征在于，在第一转化器中与催化剂的接触发生在近似等温的条件下，该近似等温的条件通过除去反应热来实现，该除去反应热通过热传递表面来进行，热传递表面积与催化剂体积的比例不低于50m2/m3。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，从第一转化器蒸汽中除去的反应热中产生最高达4MPa的压力，其中含有合成气的未反应的组分并且被送入第一转化器中的循环气体的体积，相对于1m3催化剂，不超过150实际m3。
6.根据权利要求1至5中的任一项所述的方法，其特征在于，在第二转化器中与催化剂的接触发生在近似等温的条件下，该近似等温的条件通过除去反应热来实现，该除去反应热通过热传递表面来进行，热传递表面积与催化剂体积的比例不低于40m2/m3。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，从第二转化器蒸汽中除去的反应热产生最高达22Mpa的压力，并且含有第二转化器中的产物流的轻质烃以及合成气的未反应的组分的循环气体流iii)的体积，相对于1m3催化剂，最高达150实际m3。
8.根据权利要求1至7中的任一项所述的方法，其特征在于，使被R1-O-R2类型的化合物优选甲醇污染的水与甲醇分解用催化剂在最高达360℃的温度下接触，其中结果是形成了纯化的水和合成气的组分，尤其是氢、一氧化碳和CO2。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，被R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇）污染的水与催化剂的接触在一定的压力下进行，该压力允许直接将合成气中所产生的组分送入第一转化器中或借助于循环压缩机送入第一转化器中。
10.根据权利要求2至9中的任一项所述的方法，其特征在于，将从第一产物流中所分离的合成气的一部分送入到第二转化器中以用于调节氢和碳氧化物、尤其是一氧化碳的分压。
11.执行根据权利要求1至10中的任一项所述的方法的设备，其包括：
a.)至少一个第一转化器，其含有适合于将CO与H2催化转化成R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇）的催化剂；
b.)至少一个第二转化器，其含有适合于将R1-O-R2类型的化合物催化转化成烃的催化剂；
c.)至少一个分离器，其能够从产物流中分离汽油烃，所述产物流除了汽油烃和R1-O-R2类型的化合物之外还含有水和气体，所述气体含有短链烃、合成气组分、R1-O-R2类型的化合物以及痕量的汽油烃；
d.)至少一个第三转化器，其含有适合于将在水中所含的R1-O-R2类型的化合物（优选甲醇）催化转化成CO和H2的催化剂。
12.根据权利要求11所述的设备，特征在于其包括另外的用于从第一转化器中分离产物流的分离器，其中所述另外的分离器包括连接到第一转化器上的连接管，这使得在该分离器中所分离的CO和H2能够被送入第一转化器中，其中该（另外的）分离器优选包括连接到第二转化器上的第一连接管，它使得R1-O-R2类型的化合物任选地与H2O一起被送入第二转化器中，并包括连接到第二转化器上的第二连接管，它使得CO和H2任选被送入第二转化器中。
13.根据权利要求11所述的设备，其特征在于，第一转化器直接连接到第二转化器上，以使得全部的产物流从第一转化器中被送入第二转化器中，其中分离器c.)优选包括连接到第一转化器上的连接管，以使得未反应的CO和H2以及短链烃能够被送入到第一转化器中。
14.根据权利要求11至13中的任一项所述的设备，特征在于其包括下列另外的组件中的至少一种：
i.)从第三转化器到第一转化器的连接管，它使得在第三转化器中所形成的CO和H2能够被引入到第一转化器中，和/或
ii.)布置在分离器c.)下游的装置，它使得R1-O-R2类型的化合物能够被分离，其中该设备包括用于将所分离的R1-O-R2类型的化合物再循环到第二转化器中的连接管，和/或
iii.)在第一和/或第二转化器中除去反应热的装置，它优选允许水蒸气的产生，
其中所述除去反应热的装置优选显示出的热交换表面积与催化剂体积的比例在第一转化器中至少为50m2/m3和优选显示出的热交换表面积与催化剂体积的比例在第二转化器中至少为40m2/m3。
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