NO178063B - Fremgangsmåte for fremstilling av metanol - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte for fremstilling av metanol, hvor en gassformig blanding omfattende hydrogen og karbonmonoksyd bringes til reaksjon i et fluidisert sjikt i nærvær av en katalysatorblanding.

Fremgangsmåter for fremstilling av metanol ved å reagere en gassformig blanding omfattende hydrogen og karbonmonoksyd i nærvær av en katalysatorblanding er kjent i teknikken. Fremgangsmåter hvor katalysatoren anvendes i form av et fast sjikt, en oppslemming eller i et system med fluidisert sjikt er for eksempel beskrevet i tidligere kjent teknikk.

Ind. Eng. Chem. Res. 1989, 28, 763-771 beskriver en fremgangsmåte for syntese av metanol under høyt trykk i et mini-anlegg omfattende to fylte rørformede reaktortrinn med en mellomliggende fjerning med høy temperatur av metanol gjennom-ført ved absorpsjon ved reaksjonstemperaturer i et fylt sjikt med tetraetylenglykol-dimetyleter som løsemiddel. Denne fremgangsmåte har imidlertid den ulempe at avløpsgassen fra ab-sorpsjonstrinnet kan bli mettet med løsemiddel-damp ved den temperatur og det trykk som hersker i syntesetrinnet, noe som resulterer i kapillar-kondensasjonen av væsken i katalysator-partiklene.

Et foredrag som beskrev arbeid av Y. Saito, M. Kuwa og O. Hashimoto under årsmøtet 1987 for the American Institute of Chemical Engineers, New York, November 15-20, 1978, og som hadde tittelen "Development of a fluidized-bed methanol synthesis process" beskriver en fremgangsmåte hvor det anvendes en reaktor med katalysatoren i et fluidisert sjikt, av-kjølt ved hjelp av en kjølemantel som dekker sjiktets omgivende vegg. Reaksjonstemperaturen ble regulert ved den varierende temperatur i kjølesystemet, hvor system-vann ble omvandlet til høytrykksdamp. Fremgangsmåten krevde høye gass-romhastigheter, noe som resulterte i et betydelig trykktap gjennom reaktoren. Den oppnådde omvandling pr. gjennomgang var ca. 16%. Uomvandlet karbonmonoksyd og hydrogen ble igjen komprimert og resirkulert gjennom reaktoren.

Et foredrag som beskrev arbeid av M.F.M. Post; S.T. Sie og J.M. Oelderik under Chemeca'88 (Australia's 200 års inter- nasjonale konferanse for prosess-industrien), Sydney 28-31 August, 1988, og som hadde tittelen "Synthesis of methanol in a fluidized bed of catalyst" ble det beskrevet en prosess for syntese av metanol i fluidisert sjikt gjennomført i laboratoriemålestokk, hvor det ble oppnådd omvandlinger på opp til 60% ved et reaksjonstrykk på 8,1 MPa og en temperatur på 250"C (523 K). Det ble observert god katalysator-stabilitet. Omvandlingene som ble oppnådd var imidlertid for lave for drift av prosessen i kommersiell målestokk.

Videre beskrives det i Chemical Week, 36 (16. april 1980) en fremgangsmåte angitt som "Chem Systems' three-phase process" hvor det anvendes en inert væske til å fluidisere katalysatoren og for å fjerne reaksjonsvarmen. Gode omvandlingstall pr. gjennomgang angis å kunne oppnås i denne prosess. Prosessens avhengighet av en inert væske førte imidlertid til transport-problemer og påvirket reaksjonshastig-heten. Videre krevde prosessen at metanol ble skilt fra den inerte væske som metanolen inneholdt.

Billig metanol i svært store mengder er et verdifullt produkt, som er anvendbart som et brennstoff og som et utgangsmateriale for videre kjemisk bearbeidning. Derfor er det et behov for en økonomisk attraktiv og industrielt anvend-bar prosess som anvender billige utgangsmaterialer.

Dannelsen av metanol av hydrogen og karbonmonoksyd er en i høy grad eksoterm likevektsreaksjon. Ved de relativt høye driftstrykk og driftstemperaturer som kreves for akseptable reaksjonshastigheter, er den omvandling som kan oppnåes således i sterk grad begrenset av den termodynamiske likevekt.

Det å finne et tilfredsstillende kompromiss mellom reaksjonshastighet og omvandling er derfor vanskelig. Virksom regulering av reaksjonstemperaturen over katalysatorsjiktet har vist seg å være spesielt viktig.

I industrielt anvendte prosesser hvor katalysatoren er til stede i form av et fast sjikt av partikler anvendes høye gasshastigheter for å fremme virksom fjerning av varme og for å tillate regulering av reaksjonstemperaturen. Som et resul-tat av disse høye hastigheter og de termodynamiske begrensnin- ger som ble diskutert i det foregående, ble det bare oppnådd lave omvandlinger pr. gjennomgang. Typiske omvandlingstall er mindre enn 30%. For å oppnå akseptable utbytter av metanol fra en blanding av karbonmonoksyd og hydrogen, er det vanlig å gjenkomprimere uomvandlet tilførselsgass og å resirkulere den til reaktorinngangen. Dette krever resirkuleringskompressorer med stor kapasitet og slike kompressorer er kostbare og for-bruker mye energi.

Ifølge foreliggende oppfinnelse tilveiebringes en fremgangsmåte for fremstilling av metanol,karakterisert vedat en gassformig blanding som omfatter hydrogen og karbonmonoksyd bringes til reaksjon i nærvær av en katalysator i flere sekvensielt anordnede trinn, idet den gassformige blanding under avkjøling bringes i kontakt med katalysatoren i første trinn i et fluidisert sjiktsystem hvor prosessmetanol fjernes fra reakjonsblandingen mellom suksessive trinn.

Fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse tillater produksjon av metanol i kommersiell målestokk og med høye utbytter, under anvendelse av relativt enkle prosess-anordninger og utstyr. Spesielt kan prosessen fordelaktig drives uten at det er nødvendig å komprimere og resirkulere uomvandlet tilførselsgass, mens det likevel oppnås de krevede høye utbytter av metanol.

Den gassformige tilførselsblanding kan omfatte hydrogen og karbonmonoksyd i ethvert egnet forhold. Tilførsels-blandingen omfatter fortrinnsvis hydrogen og karbonmonoksyd i et molforhold H2/C0 i området fra 1 til 3, mer foretrukket fra 1,5 til 2,5. Ett i høy grad egnet molforhold mellom hydrogen og karbon- monoksyd for tilførselen er ca. 2:1.

Den gassformige tilførselsblanding kan oppnåes ved hjelp av hvilken som helst av de fremgangsmåter som er kjent i teknikken, for eksempel den partielle oksydasjon av metan med oksygen (som gir en blanding med et forhold mellom hydrogen og karbonmonoksyd på ca. 2:1), eller ved reformering av metan og/eller karbondioksyd (noe som gir en blanding med et forhold mellom hydrogen og karbonmonoksyd på ca. 3:1). Gassformige blandinger som er fremstilt ved partiell oksydasjon av metan er spesielt foretrukne.

Driftstemperaturene for syntesetrinnene vil være avhengig av den anvendte katalysatorblandings aktivitet. Drifts-temperaturen kan strekke seg fra ca. 100 til 350"C, mer foretrukket fra ca. 200 til ca. 320°C.

Driftstrykkene for metanolsyntesetrinnene vil igjen være avhengig av den anvendte katalysatorblandings aktivitet og vil typisk strekke seg fra 5 til 35 MPa, mer foretrukket fra 5 til 15 MPa. Med spesielt aktive katalysatorer kan det anvendes trykk under 10 MPa.

Det er mest fordelaktig å velge driftsbetingelsene for prosessen slik at det oppnås omvandlinger på minst 50% pr. trinn, mer fordelaktig velges betingelsene slik at det oppnås omvandlinger på over 75% pr. trinn.

Det fluidiserte katalysatorsjikt i vært trinn avkjøles for å fjerne varme som frigis under syntesereaksjonen. Inn-retninger for avkjøling av fluidiserte katalysatorsjikt er kjente i teknikken og omfatter for eksempel kveilformede rør anordnet inne i reaksjonsbeholderen. Fortrinnsvis har reaktoren et spesifikt varmeoverføringsareale under 1500 m<2>/m<3>.

Katalysatofblandingene som anvendes i fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse kan være hvilke som helst av de i teknikken kjente katalysatorer for metanolsyntese. Eksempler på egnede katalysatorer inkluderer blandinger som omfatter kobber og sink, eventuelt aktivert med et annet element, såsom aluminium eller krom, og blandinger som omfatter et edel-metall, for eksempel palladium og/eller platina. Katalysator-blandingene kan også omfatte en egnet bærer, såsom karbon, silisiumdioksyd og/eller aluminiumoksyd. Katalysator-blandinger som omfatter kobber og sink, eventuelt aktivert med et annet element, er foretrukne.

Partikkelstørrelsen og partikkelstørrelsesfordelingen i katalysatormaterialet må være egnet for drift i det fluidiserte sjiktsystem. Egnede katalysatorpartikler kan oppnås ved maling og sikting av katalysatorpartikler med for stor stør-relse. En partikkelstørrelse under 0,4 mm foretrekkes gene- reit for katalysatorer for anvendelse ved fremgangsmåten iføl-ge foreliggende oppfinnelse.

Den mellomliggende fjerning av metanol mellom de på hverandre følgende trinn i prosessen ifølge foreliggende oppfinnelse kan for eksempel oppnåes ved avkjøling og kondensasjon av metanol fra avløpet fra syntesetrinnet, eller ved adsorpsjon/absorpsjon av metanol fra avløpet ved hjelp av et egnet løsemiddel. Prosesser hvor metanol fjernes mellom suksessive trinn ved hjelp av avkjøling og kondensasjon er foretrukket. Avkjølingen/kondensasjonen og fjerningen av metanol kan gjennomføres ved å føre avløpet fra syntesetrinnet gjennom en varmeveksler og deretter til en gass/væske-separator. Den gassformige fase fra hvilken metanol er blitt kondensert og fjernet kan så anvendes direkte som tilførsel til det påføl-gende syntesetrinn uten at det er nødvendig med gjenoppvarming eller rekomprimering.

I en spesielt foretrukket anordning fjernes metanol ved avkjøling av avløpet fra reaktoren i en varmeveksler ved hjelp av indirekte varmeveksling med kald tilførselsgass for prosessen. Denne anordning anvendes fortrinnsvis for å gjennomføre hver mellomliggende fjerning av metanol. Varmevekslingen mellom avløpet fra en reaktor og tilførselsgassen kan gjennom-føres ved at det anvendes minst én varmeveksler med et spesifikt varmeoverføringsareale på minst 150, fortrinnsvis minst200m2/m3. Slike varmevekslere, som kombinerer et stort vekslingsareale med en kompakt konstruksjon, er allerede kjent i teknikken, om enn for andre formål. Spesielle konstruksjoner for varmevekslere som er egnet for anvendelse i prosessen inkluderer spiraltvinnede (eller kveilede) varmevekslere og plate-ribbe varmevekslere, beskrevet mer detaljert i "Liguefied Natural Gas av W.L.Lom, Applied Science Publishers Ltd., London 1974", side 56 og 57. For å være egnet ved gjen-nomføringen av foreliggende oppfinnelse bør varmeveksleren være innelukket i en beholder som er istand til å motstå en trykkforskjell på mellom 5 og 35 MPa. Tynnveggede rør eller plater som anvendes i kombinasjon med skall for relativt lavt trykk gir fordelen av at mye mindre konstruksjonsmateriale er påkrevet for den samme varmevekslingseffekt i sammenligning med konvensjonelle varmeveksler-konstruksjoner.

I en foretrukket utførelse anvendes en spiraltvinnet varmeveksler hvor reaktor-avløpet avkjøles i motstrøm med den innkommende tilførselsgass som virker som et kjølemiddel. Mere foretrukket omfatter den spiraltvinnede varmeveksler flere bunter av spiraltvinnede rør, hvor hver bunt omfatter en separat inngang og utgang og anvendes for å kjøle eller varme opp forskjellige strømmer, slik at flere varmevekslings-oppgaver kan kombineres i en enkel beholder.

Et foretrukket skjema for prosessen ifølge foreliggende

oppfinnelse er et skjema hvor det anvendes en serie av syntese-trinn i kombinasjon med mellomliggende fjerning av metanol, idet hvert påfølgende syntesetrinn har en lavere kapasitet enn det foregående syntesetrinn. Et slikt prosess-skjema kan tilveiebringes ved å anvende en enkel reaktor i hvert trinn, idet reaktorens kapasitet avtar for hvert påfølgende trinn i prosessen. Alternativt kan hvert trinn omfatte en gruppe av reaktorer anordnet parallelt, idet antallet reaktorer og således kapasiteten for hver trinn avtar med påfølgende trinn i prosessen. Gjennomføringen av prosessen i dette foretrukne skjema tilveiebringer den fordel at nødvendigheten av å resirkulere uomvandlet tilførselsgass unngås, slik at prosessen derfor kan tolerere høyere konsentrasjoner av inerte komponen-ter, for eksempel metan, i tilførselen. Dette har den fordel at dersom partiell oksydasjon anvendes som kilde for hydrogen/karbonmonoksyd-tilførselsblandingen, kan renhetskravene til oksygenet som kreves i oksygentilførselen til den partielle oksydasjonsenhet være mindre.

En spesiell foretrukket reaktor-konfigurajon for anvendelse i enten ett eller flere av syntesetrinnene i prosessen omfatter en enkel reaktorbeholder som inneholder flere med hverandre forbundne seksjoner av fluidiserte sjikt anordnet i serie, hvor hver fluidisert seksjon avkjøles ved hjelp av minst én varmeveksler. Anordningen drives fortrinnsvis slik at temperaturen i seksjonen for det siste fluidiserte sjikt som tilførselsgassen treffer på holdes under den høyeste temperatur i de foregående seksjoner.

Fortrinnsvis er kjøleeffekten for hver varmeveksler i anordningen tilpasset til å tilveiebringe en temperaturprofil gjennom reaktoren hvor tilførselsblandingen omfattende hydrogen og karbonmonoksyd treffer på hver påfølgende seksjon med fluidisert sjikt, slik at temperaturen er lavere enn i den foregående seksjon. Kjølemediet som anvendes for å kjøle den/de første seksjon(er) av anordningen hvor tilførselsgassen kommer inn er fortrinnsvis vann, som mest foretrukket er til stede som en kokende væske slik at det således oppstår damp. Påfølgende seksjoner i anordningen kjøles fortrinnsvis under anvendelse av kald tilførselsgass som kjølemedium.

Reaktorkonstruksj^nen drives typisk slik at den har den maksimale temperatur i de fluidiserte sjikt-seksjoner i området fra 200 til 350°C, fortrinnsvis fra 250 til 320°C. Temperaturen i seksjonen med det siste fluidiserte sjikt er typisk fra 10 til 100°C, fortrinnsvis minst 25°C, lavere enn den høyeste temperatur som oppnås i de foregående seksjoner.

Damp som genereres i den/de første seksjon(er) av det/de fluidisert(e) katalysatorsjikt kan anvendes for formål utenfor foreliggende prosess. Kjølemediet i den/de påfølgende seksjon(er) er fortrinnsvis den innkommende tilførselsgass, som forvarmes, fortrinnsvis ved hjelp av en tilførselsgass-for-varmer anbrakt i reaktoren, før anvendelse i selve prosessen.

Det skal forstås at en typisk anordning av den foretrukne reaktorkonstruksjon omfatter en vertikal reaktorbeholder hvor tilførselsgassen kommer inn i den lavere del av beholderen. I en slik anordning vil de første seksjoner av det fluidiserte sjikt som kommer i kontakt med tilførselsgassen være de lavere seksjoner. De påfølgende seksjoner eller slutt-seksjonene i sjiktet hvor gassen strømmer gjennom vil være de høyeste seksjoner eller de seksjoner som befinner seg i det øvre område i beholderen.

De foretrukne utførelser av oppfinnelsen gir fordelen av spesielt høye omvandlinger av tilførselsgass i relativt enkelt utstyr, i kombinasjon med muligheten for høy gjennomgang. Ytterligere fordeler som kan oppnås ved anvendelse av denne utførelsen er at temperaturen i en sluttseksjon av det fluidiserte sjikt og derfor også temperaturen i utløpet fra reaktoren kan være lavere enn middeltemperaturen for reaktoren som helhet. Dette resulterer i en høyere temperatur og derfor i en større reaksjonshastighet i den/de første seksjon(er) av det fluidiserte sjikt og en større grad av omvandling i den/de påfølgende seksjon(er) av sjiktet.

En fordel ved fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse er generelt at det er mulig å etterfylle katalysator mens prosessen er i drift. Kravene til katalysator-stabilitet kan delvis gis avkall på til fordel for et høyere nivå av katalysator-aktivitet. Syntesereaksjonen kan således gjennom-føres ved høyere temperaturer i det/de første trinn av prosessen, noe som tilveiebringer tilleggskapasitet for å forbedre rom-tid-utbyttet for prosessen.

Foreliggende oppfinnelse er videre illustrert ved hjelp av de vedlagte figurer, hvor figur 1 representerer et skjema-tisk flytskjema av en prosesskonfigurasjon for gjennomføring av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, og figur 2 representerer en alternativ prosesskonfigurasjon for fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse.

Prosesskonfigurasjonen som er vist i hver av de vedlagte

figurer omfatter tre reaktorer (Rl7R2og R3) anordnet i serie, idet hver reaktor omfatter katalysator som holdes i et fluidisert sjikt. Hver av reaktorene er utstyrt med minst én varmeveksler, en inngang for tilførselsgass og en utgang for reaktoravløp. Utgangen fra hver reaktor er forbundet med en varmeveksler (betegnet som Ex, E2og E3for henholdsvis reaktorene Rx, R2og R3) , som igjen er forbundet med en gass/væske-separator (metanol) (betegnet som SlrS2, og S3for henholdsvis reaktorene RlfR2og R3) som har en utgang for uomvandlet til-førselsgass og en utgang for den utvunnede væskefraksjon. Reaktorene ( Rlr R2og R3) sammen med de tilhørende varme-veklsere og separatorer er forbundet i serie, idet anordningen er slik at prosessen drives som følger: I fremgangsmåten ifølge figur 1 føres en frisk til-førselsgass omfattende hydrogen og karbonmonoksyd direkte til reaktor Rx. Avløpet fra reaktor Rx avkjøles i varmeveksler Ex og føres direkte til separator Slrfra hvilken det utvinnes en første metanol-produktstrøm. Den uomvandlede tilførselsgass føres til reaktor R2. Utløpet fra reaktor R2avkjøles i varmeveksler E2og det utvinnes en andre metanol-produktstrøm fra separator S2. Den gjenværende uomvandlede tilførselsgass be-handles igjen på tilsvarende måte i reaktor R3, varmeveksler E3og separator S3/noe som gir en tredje metanol-produktstrøm og en avgass (off-gas).

I fremgangsmåten ifølge figur 2 deles en frisk, kald tilførselsgass, som omfatter en blanding av hydrogen og karbonmonoksyd, i to fraksjoner, idet fraksjonene forvarmes i varmevekslere E1og E2og gjenforenes før de føres til til-førselsgassinngangen i reaktor Rx. Utløpet fra reaktor Rlrsom omfatter en blanding av metanol og uomvandlet tilførselsgass, føres gjennom utgangen fra reaktor R1til varmeveksler Ex og deretter til separator S x. Flytende metanol utvinnes fra separator Si som et produkt. Den gjenværende uomvandlede til-førselsgass forvarmes i varmeveksler E1før den tilføres til inngangen i reaktor R2. Den behandling av tilførselsgassen som finner sted i enhetene RlfE1og Sxgjentas i enhetene R2, E2og S2. En andre metanol-produktstrøm utvinnes fra separatoren S2og den gjenværende uomvandlede tilførselsgass oppvarmes i varmeveksler E2før den føres til inngangen i reaktor R3. Til slutt avkjøles utløpet fra reaktor R3i varmeveksler E3og føres til separatoren S3, fra hvilken en tredje metanol-produktstrøm utvinnes. Uomvandlet tilførselsgass forlater prosessen som avgass. I varmeveksler E1fjernes varme fra det varme avløp fra reaktor Rx og anvendes for å forvarme både en fraksjon av tilførselen for reaktor R-^ og tilførselen for reaktor R2. En tilsvarende oppgave gjennomføres av varmeveksler E2. Ytterligere avkjøling av avløpsstrømmene fra reaktorene Rx og/eller R2kan være påkrevet for å oppnå den ønskede mengde metanol utvinning i separatorene S1 og S2. Dette kan oppnåes i varmevekslere som er vist på figuren (uten betegnelser).

Ved å velge egnede reaksjonsbetingelser og en aktiv katalysator, for eksempel en katalysator som omfatter redusert Cu-ZnO-Cr203og som har en partikkelstørrelse under 0,1 mm, er det mulig å oppnå en omvandlingsgrad på mer enn 60% pr. gjennomgang i hvert reaktortrinn i prosessen. Etter flere trinn, for eksempel tre trinn slik det er illustrert, kan det oppnås et samlet utbytte på minst 90% av tilførselsgassen til den første reaktor. En metanol-renhet på over 98% kan oppnås.

Det vil være tydelig at i prosesser hvor tilførselsgassen til den første reaktor omfatter mer enn 2 mol hydrogen pr. mol karbonmonoksyd, vil avgassen som oppstår etter tre eller flere trinn være rik på hydrogen. Ved å anvende membran-separa-sjonsteknikker for denne hydrogen-rike gass er det mulig å oppnå kjemisk rent hydrogen.

Fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse skal videre illustreres ved følgende typiske prosessgjennomføring: En tilførselsgass med en molar sammensetning på 67% H2, 32% CO og 1% C02omvandles til metanol i tre reaktorer i serie. Hver reaktor inneholder et fluidisert sjikt med katalysator hvor kjølerør er anordnet for å fjerne reaksjonsvarmen. Kje-le-tilførselsvann som går gjennom rørene omvandles delvis til mettet høytrykksdamp og blandingen av vann og damp kan separeres i en dampbeholder. Den fremstilte damp anvendes som prosessdamp og vannet resirkuleres til kjølerørenes inngang. Trykket i dampgenereringskretsen tilpasses til den ønskede driftstemperatur i det fluidiserte sjikt.

Hver av reaktorene fylles med en katalysator omfattende kobber, sink og krom med molforhold 25/48/27. Katalysatoren er i form av mikrosfærer med en gjennomsnittlig diameter på 50/xm. Katalysatoren kan fremstilles i henhold til fremgangsmåten beskrevet i europeisk patentsøknad med publikasjonsnr.

0109703. Vektforholdet mellom katalysatormengdene i hen-holdsvis første, andre og tredje reaktor er 100:45:20. Før anvendelse aktiveres katalysatoren i hver reaktor ved reduk-

sjon i en strøm av hydrogengass ved trykk fra 100 til 500 kPa og ved 220"C.

Den gassformige blanding som anvendes som tilførsel forvarmes til 230°C og føres til bunnen av den første reaktor. Gassens romhastighet i den første reaktor er ca. 3500 Nm<3>pr. m3 av avsatt katalysator pr. time. Inngangstrykket i den før-ste reaktor er 8 MPa og den gjennomsnittlige sjikt-temperatur er 250°C. Avløpet fra reaktoren går ut gjennom toppen av reaktoren og har en molar sammensetning på 45,1% H2, 21,3% CO, 0,8% C02og 32,8% CH30H. Avløpet avkjøles til ca. 30°C og føres til en gass-væske-separator hvor hoveddelen av den dan-nede metanol skilles fra som flytende metanol. Den uomvandlede gass-strøm som går ut av separatoren har en molar sammensetning på 66,4% H2, 31,4% CO, 1,2% C02og 1% CH30H. Den uomvandlede tilførselsgass-strøm oppvarmes til ca. 230°C og føres til bunnen av den andre reaktor. Den andre reaktor drives med et inngangstrykk på 7,5 MPa, en gjennomsnittlig temperatur på 250°C og en gass-romhastighet på 3200 Nm<3>pr. m<3>av avsatt katalysator pr. time.

Reaktorutløpet fra toppen av den andre reaktor har en molar-sammensetning på 44,6% H2, 20,7% CO, 1,0% C02og 33,7% CH3OH. Avløpet avkjøles til ca. 30°C og føres til en andre gass-væske-separator hvor størstedelen av metanolen skilles fra som flytende metanol. Den uomvandlede tilførselsgass-strøm som går ut av den andre separator har en molar sammensetning på 66,5% H2, 30,8% CO, 1,5% C02og 1,2% CH3OH. Den uomvandlede tilførselsgass-strøm oppvarmes til ca. 230"C og føres til bunnen av den tredje reaktor. Den tredje reaktor drives med et inngangstrykk på 7 MPa, en gjennomsnittlig temperatur på 250°C og en gass-romhastighet på2900 Nm<3>pr. m<3>avsatt katalysator pr. time. Reaktor-avløpet som går ut av toppen på reaktoren har en molar sammensetning på 49,9% H2, 22,2% CO, 1,3% C02og 26,5% CH3OH. Avløpet avkjøles til ca. 30"C og føres til en tredje gass-væskeseparator hvor hoveddelen av metanolen trekkes ut som flytende metanol.

Driften av prosessen ifølge ovennevnte fremgangsmåte kunne gi følgende typiske resultater.

Omvandlingen av CO i den første, den andre og den tredje reaktor er henholdsvis60, 60 og 58%. Den totale omvandling av CO er 93%. Mengden av metanol som trekkes ut fra den før-ste, andre og tredje separator er 19,3, 8,1 og 2,4 mol pr. 100 mol av opprinnelig gasstilførsel. Den totale mengde metanol som oppnås er 29,8 mol pr. 100 mol tilførselsgass, noe som representerer 90.3% av det teoretiske utbytte.

Claims (10)

1. Fremgangsmåte for fremstilling av metanol,karakterisert vedat en gassformig blanding som omfatter hydrogen og karbonmonoksyd bringes til reaksjon i nærvær av en katalysator i flere sekvensielt anordnede trinn, hvor den gassformige blanding under avkjøling bringes i kontakt med katalysatoren i hvert trinn i et fluidisert sjiktsystem, idet prosessmetanol fjernes fra reakjonsblandingen mellom suksessive trinn.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert vedat den mellomliggende fjerning av metanol gjennomføres ved avkjøling av avløps-strømmen fra den foregående reaktor slik at kondensasjon av metanol kan finne sted.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 2, karakterisert vedat kjølingen gjennomføres ved varmeveksling av avløpet fra reaktoren med tilførselsgass.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 3, karakterisert vedat varmevekslingen mellom avløpet fra reaktoren og tilførselsgassen gjennomføres under anvendelse av en varmeveksler med et spesifikt varmeover-føringsareale på minst 150 m<2>/m<3>, fortrinnsvis minst 200 m<2>/m<3>.

5. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av de foregående krav, karakterisert vedat det fluidiserte sjikt som anvendes er inndelt i flere med hverandre forbundne fluidiserte sjikt-seksjoner anordnet i serie, hvor hver seksjon er avkjølt av minst én varmeveksler.

6. Fremgangsmåte ifølge krav 5, karakterisert vedat det i den siste seksjon av det fluidiserte sjikt som er i kontakt med tilførselsgassen anvendes et lavere temperaturnivå enn den høyeste temperatur i seksjonene foran.

7. Fremgangsmåte ifølge krav 6, karakterisert vedat det i den siste seksjon anvendes en gjennomsnittlig reaksjonstemperatur som er fra 10 til 100°C lavere enn den høyeste temperatur i seksjonene foran.

8. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av de foregående krav, karakterisert vedat det i det fluidiserte sjikt anvendes en katalysatorblanding som omfatter kobber og sink, eventuelt aktivert med et annet element.

9. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av de foregående krav, karakterisert vedat en del av katalysatoren suppleres under prosessens drift.

10. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av de foregående krav, karakterisert vedat gassen som tilføres prosessen omfatter karbonmonoksyd og hydrogen i et molforhold H2:C0 i området 1 til 3, fortrinnsvis fra 1,5 til 2,5.