NO750875L - - Google Patents

Description

Fremstilling av metan ved reaksjon mellom CO og hydrogen er vel kjent og tallrike katalysatorer og katalytiske kombi-nasjoner er undersøkt såvel som forskjellige prosessbetingelser i et forsøk på å optimalisere de ønskede utbyttet av produktgass og å forbedre katalysatorlevetiden. Production of methane by reaction between CO and hydrogen is well known and numerous catalysts and catalytic combinations have been investigated as well as different process conditions in an attempt to optimize the desired yield of product gas and to improve the catalyst lifetime.

Til tross for den enorme forskning som er foretattDespite the enormous amount of research that has been done

og de pilotanlegg som er bygget, er prosessene ennu ikke funnet økonomisk tiltrekkende, hovedsakelig fordi de anlegg som er laget ikke har vært i stand til å handskes med den store varmemengde som frigjøres ved metanreaksjonen. Samtidig med den økede bruk av naturgass for husholdnings oppvarming og industrielle formål såvel som begrensninger av bruken av brennstoff på grunn av atmosfærisk forurensning, parret med mangler på petroleumbrennstoffer, er det oppstått et behov for en større tilførsel av metanholdigegassbrenn-stoffer, og dette har ført til en fornyet interesse for å utvikle mere effektive og økonomisk aksepterbare prosesser for hydrogener-ing av karbonmonoksyd. and the pilot plants that have been built, the processes have not yet been found economically attractive, mainly because the plants that have been made have not been able to handle the large amount of heat released by the methane reaction. At the same time as the increased use of natural gas for household heating and industrial purposes as well as restrictions on the use of fuel due to atmospheric pollution, coupled with shortages of petroleum fuels, a need has arisen for a greater supply of methane-containing gas fuels, and this has led to a renewed interest in developing more efficient and economically acceptable processes for the hydrogenation of carbon monoxide.

Den høye hastighet for metansyntesereaksjonen med den ledsagende hurtige frigjøring av reaksjonsvarme ved den umiddelbart aktive katalysator er en viktig faktor som bidrar til forringelse av katalysatoraktiviteten. På den annen side er en tilstrekkelig høy reaksj onstemperatur nødvendig for å-'.opprettholde den ønskede reaksjonshastighet innenfor katalysatorsjiktet da konsentrasjonen av reaktanter blir mindre etter hvert som reaksjonen skrider frem. The high rate of the methane synthesis reaction with the accompanying rapid release of heat of reaction by the immediately active catalyst is an important factor contributing to the deterioration of catalyst activity. On the other hand, a sufficiently high reaction temperature is necessary to maintain the desired reaction rate within the catalyst bed as the concentration of reactants decreases as the reaction progresses.

Gjenstanden for foreliggende oppfinnelse er å over-vinne visse av de mangler ved tidligere angitte fremgangsmåter for metanisering av karbonmonoksyd ved hjelp av hydrogen. Ifølge foreliggende oppfinnelse benyttes det forbedrede teknikker for å be-handle de store varmemengder som frigjøres under reaksjonen, mens man opprettholder tilstrekkelige høye temperaturnivåer til at reak sjonen skal kunne skride frem i ønsket hastighet og til å unngå uønskede sidereaksjoner (f.eks. dannelse av metallkarbonyler). The object of the present invention is to overcome certain of the shortcomings of previously stated methods for the methanation of carbon monoxide with the aid of hydrogen. According to the present invention, improved techniques are used to treat the large amounts of heat that are released during the reaction, while maintaining sufficiently high temperature levels for the reaction to progress at the desired rate and to avoid unwanted side reactions (e.g. formation of metal carbonyls).

Ifølge foreliggende oppfinnelse blir en væske somAccording to the present invention, a liquid which

kan forflyktiges matet med hydrogen og en karbonmonoksyd direkte til en katalytisk reaktor som arbeider ved kokepunktet for væsken. Den meget høye reaksjonsvarme i den umiddelbare nærhet av den aktive katalysator motvirkes ved avkokning av væsken og trekker fordel av den,betydelige varme som er nødvendig til å oppvarme væsken til kokepunktet såvel som den latente varme som er nødvendig for for-dampning av væsken. Den overhetede dampstrøm som inneholder reaksj onsproduktet og den fordampede væske behandles for å gjenvinne varme og energi og gir.den ønskede produktgass og kondensert væske som deretter føres tilbake til reaktoren for ytterligere bruk som varmeabsorberende medium. can be volatilized fed with hydrogen and a carbon monoxide directly to a catalytic reactor operating at the boiling point of the liquid. The very high heat of reaction in the immediate vicinity of the active catalyst is counteracted by boiling off the liquid and takes advantage of the considerable heat required to heat the liquid to the boiling point as well as the latent heat required to vaporize the liquid. The superheated vapor stream containing the reaction product and vaporized liquid is treated to recover heat and energy and yield the desired product gas and condensed liquid which is then returned to the reactor for further use as a heat absorbing medium.

Driften ifølge oppfinnelsen og andre fordeler som re-sulterer fra denne, vil fremgå av den følgende beskrivelse som i forbindelse med den ledsagende tegning viser en foretrukket utfør-elsesform. The operation according to the invention and other advantages resulting from it will be apparent from the following description which, in connection with the accompanying drawing, shows a preferred embodiment.

En fastsjikt katalytisk reaktor 10 inneholdende et sjikt av partikkelformig katalysator 11 er utstyrt med en mate-linje 12 og en avløpslinje 13 ved den motsatte ende. Tilmatningen, i det vesentlige karbonmonoksyd og hydrogen, tilføres ved hjelp av ledningen 12 og dannes ved separat chargering av karbonmonoksyd og hydrogen i de ønskede andeler til en manifold 14 og de kombinerte gasstrømmer oppvarmes til den ønskede temperatur for tilførsel til reaktoren 10. Slik som vist ved 15'kan denne oppvarming hensiktsmessig utføres ved indirekte varmeveksling med produktavløpet fra reaktoren 10. A fixed bed catalytic reactor 10 containing a bed of particulate catalyst 11 is equipped with a feed line 12 and a drain line 13 at the opposite end. The feed, essentially carbon monoxide and hydrogen, is supplied by means of the line 12 and is formed by separately charging carbon monoxide and hydrogen in the desired proportions to a manifold 14 and the combined gas streams are heated to the desired temperature for supply to the reactor 10. As shown at 15', this heating can conveniently be carried out by indirect heat exchange with the product effluent from the reactor 10.

Til reaktoren 10 innføres det altså en varmevekslingsvæske med et hensiktsmessig kokepunktsområde under de foreskrevne reaksjonsbetingelser for temperatur og trykk som hersker i reaktoren. Varmevekslingsvæsken chargeres til reaktoren i flytende tilstand ved hjelp av rørledningen 16 som står i forbindelse med. et rom over toppen av katalysatorsjiktet i reaktoren. På.grunn av den eks ot erme varme som frigjøres ved reaksjonen av CO jflH-^O for å oppnå metan og vann, blir betydlige varmemengder tilgjengelige og temperaturen er tilstrekkelig til å fordampe varmevekslingsvæsken slik at dampene av denne slippes ut gjennom rørledningen 13 sammen med gassproduktene (hovedsakelig metan) fra reaksjonen og eventuelt A heat exchange liquid with an appropriate boiling point range is thus introduced into the reactor 10 under the prescribed reaction conditions for temperature and pressure prevailing in the reactor. The heat exchange liquid is charged to the reactor in a liquid state by means of the pipeline 16 which is in connection with. a space above the top of the catalyst bed in the reactor. Because of the extra heat released by the reaction of CO jflH-^O to obtain methane and water, significant amounts of heat become available and the temperature is sufficient to vaporize the heat exchange liquid so that its vapors are released through the pipeline 13 together with the gas products (mainly methane) from the reaction and possibly

ikke omsatt karbonmonoksyd og hydrogen.unreacted carbon monoxide and hydrogen.

Dampavløpet i rørledningen 13 avkjøles først ved indirekte varmeveksling slik som antydet ved 17, f.eks. i en spill-vannskoker, for å oppnå lavtrykksdamp, og avkjøles deretter ytterligere ved 15 ved indirekte varmeveksling med den opprinnelige tilmatning fra manifolden 14. Det således avkjølte gassformige produkt kondenseres delvis i en flashtrommel 19 med gjenvinning som vækse av varmevekslingsvæsken for tilbakeføring til reaktoren ved hjelp av rørledningen 16.. En del av kondensatet i rørledningen 16 kan slippes ut som antydet ved 25- The steam outlet in pipeline 13 is first cooled by indirect heat exchange as indicated at 17, e.g. in a waste kettle, to obtain low-pressure steam, and is then further cooled at 15 by indirect heat exchange with the original feed from the manifold 14. The thus cooled gaseous product is partially condensed in a flash drum 19 with recovery of the heat exchange liquid for return to the reactor at with the help of the pipeline 16. Part of the condensate in the pipeline 16 can be discharged as indicated at 25-

De■ukondenserte damper fra flashtrommelen 19 slippes av over topp ved hjelp av rørledningen 20 og bringes i varmeveks-lende forbindelse med kjølevann ved 21 for å oppnå ytterligere kon-densasjon, og slippes deretter til flashtrommelen 22 for separasjon av gass. Den kondenserte væske trekkes av fra trommelen ved hjelp av rørledningen 24 mens det.gassformige produkt, hovedsakelig metan, slippes av over topp gjennom rørledningen 23. The uncondensed vapors from the flash drum 19 are discharged overhead by means of the pipeline 20 and are brought into heat-exchanging connection with cooling water at 21 to achieve further condensation, and are then discharged to the flash drum 22 for separation of gas. The condensed liquid is withdrawn from the drum by means of the pipeline 24, while the gaseous product, mainly methane, is released over the top through the pipeline 23.

Katalysatoren som benyttes i reaktoren 10 kan være- av en hvilken som helst kjent metaniseringskatalysator slik som f.eks. Raney nikkel, metallisk nikkel eller sulfid eller oksyd av nikkel båret på en porøs ildfast bærer slik som kiselguhr, aluminiumoksyd, magnesiumoksyd eller silisiumoksyd-aluminiumoksyd, hvilken bårede nikkelkatalysator videre kan inneholde promotorer slik som krom-oksyd; videre kan den bårede, katalysator i stedet for eller i til-legg til nikkel omfatte oksyder av molybden eller kobolt med eller uten ytterligere promotorer. The catalyst used in the reactor 10 can be any known methanation catalyst such as, for example Raney nickel, metallic nickel or sulphide or oxide of nickel supported on a porous refractory support such as silica, alumina, magnesium oxide or silica-alumina, which supported nickel catalyst may further contain promoters such as chromium oxide; furthermore, the supported catalyst can instead of or in addition to nickel comprise oxides of molybdenum or cobalt with or without additional promoters.

Katalysatoren kan foreligge i form av pellets eller granuler av en størrelse som vanligvis benyttes ved hydrokarbon-omdanningsprosesser med faste sjikt. Hvis ønskelig kan et sta-sjonært virvelsjikt eller suspendertsjikt av katalysator benyttes, i hvilket tilfelle det benyttes én fint oppdelt katalysator eller et lett suspenderbart eller fluidiserbart.størrelsesområde, og der fluidisering oppnås ved suspensjon av partikkelene i den innkomm-ende gass charge. The catalyst can be in the form of pellets or granules of a size that is usually used in fixed bed hydrocarbon conversion processes. If desired, a stationary fluidized bed or suspended bed of catalyst can be used, in which case one finely divided catalyst or an easily suspendable or fluidizable size range is used, and where fluidization is achieved by suspension of the particles in the incoming gas charge.

Varmevekslingsvæsken som tilføres til reaktoren ved rørledningen 16 må være en som fordampes ved den temperatur og det trykk som foreligger i reaktoren 10. Man foretrekker væsker med relativt høy varmekapasitet og væsker som ikke virker ugunstig på katalysatoren og som ikke dekomponeres under reaksjonsbetingelsene. Videre er det ønskelig med varmevekslingsvæsker der dampene lett kan separeres fra metan og hvori i mategassen er meget uoppløselig. Vann er den foretrukne varmevekslingsvæske fordi vann er et reak-sjonsprodukt og fordi det ikke er nødvendig med ytterligere trinn for dettes separering fra varmevekslingsvæsken. Videre kan bruken av vann som varmevekslingsvæske fosinke graden av koksdannelse i metaniseringsreaktoren. Blant andre væsker som kan benyttes er "Dowtherm", vanligvis flytende hydrokarboner, disses etere eller halogenerte hydrokarboner med egnet kokepunktsområder ved reaktor-trykket og med et damptrykk, på over1omkring 1,75 kg/cm 2 absolutt ved reaktorutslippstemperaturen. Eksempler på slike væsker er: polyfenyletere, klorerte polyfenyler samt petroleumfraksjoner i brenselsolje og resykleringsolje kokepunktsområdene. The heat exchange fluid that is supplied to the reactor by the pipeline 16 must be one that evaporates at the temperature and pressure present in the reactor 10. Fluids with a relatively high heat capacity and fluids that do not adversely affect the catalyst and that do not decompose under the reaction conditions are preferred. Furthermore, it is desirable to have heat exchange fluids in which the vapors can be easily separated from methane and in which the feed gas is very insoluble. Water is the preferred heat exchange fluid because water is a reaction product and because no additional steps are required for its separation from the heat exchange fluid. Furthermore, the use of water as a heat exchange fluid can reduce the degree of coke formation in the methanation reactor. Among other liquids that can be used are "Dowtherm", usually liquid hydrocarbons, these ethers or halogenated hydrocarbons with suitable boiling point ranges at the reactor pressure and with a vapor pressure of over 1.75 kg/cm 2 absolute at the reactor discharge temperature. Examples of such liquids are: polyphenyl ethers, chlorinated polyphenyls and petroleum fractions in fuel oil and recycling oil in the boiling point areas.

Det oppnås høye utbytter av metan ved reaktortemp-eraturer (ved utslippet) og omkring 232 til 343°C og ved trykk på omkring 30 til 100 atmosfærer og mer. Ved trykk i den nedre ende av dette område er det nødvendig med lavere driftstemperaturer for å oppnå gunstige likevektsutbytter. Romhastigheten for mategassen og tilførselshastigheten for varmevekslingsvæske fastsettes hensiktsmessig for å opprettholde reaksjonen innen det foreskrevne temperaturområde. Helst settes reaksjonsbetingelsene slik at av-løpet slippes ut ved en temperatur på 27,5° eller mer over den ved hvilken mategassen tilføres til reaktoren. Ved drift under de angitte betingelser og ved valg av en enget metandannelseskataly-sator kan det oppnås metanutbytter som nærmer seg detsstøkiomet-riske i henhold til reaksjonsligningen High yields of methane are achieved at reactor temperatures (at discharge) of about 232 to 343°C and at pressures of about 30 to 100 atmospheres and more. At pressures at the lower end of this range, lower operating temperatures are required to achieve favorable equilibrium yields. The space velocity of the feed gas and the feed rate of heat exchange fluid are set appropriately to maintain the reaction within the prescribed temperature range. Ideally, the reaction conditions are set so that the effluent is discharged at a temperature of 27.5° or more above that at which the feed gas is supplied to the reactor. By operating under the stated conditions and by choosing a suitable methane formation catalyst, methane yields can be achieved that approach the stoichiometric according to the reaction equation

Eksempel 1 Example 1

I de følgende eksempler er katalysatoren som benyttes 1/16 pellets av nikkel på "Houdralite", en sodalilbærer som er fremstilt ifølge US-patent nr. 3-7^5.128. In the following examples, the catalyst used is 1/16 pellets of nickel on "Houdralite", a sodalyl carrier prepared according to US Patent No. 3-7^5,128.

Syntesegass omfattende 3 mol hydrogen pr. mol karbonmonoksyd chargeres ved 204°C til bunnen av reaktoren inneholdende, katalysatoren med en romhastighet på 10.000 l/time pr. liter katalysator. Over katalysatorsjiktet tilføres vann ved 204°C i en mengde på 6,1 mol pr. chargert mol CO for direkte kontakt med den oppadstigende gass. På grunn av den frigjorte eksoterme varme blir vann fordampet og reaksjonstemperaturen tillates å stige til 299°C. Reaktoravløpet som slippes ut gjennom rørledningen 13 inneholder noe mindre en 1 mol metan pr. mol chargert CO, Synthesis gas comprising 3 moles of hydrogen per moles of carbon monoxide are charged at 204°C to the bottom of the reactor containing the catalyst with a space velocity of 10,000 l/hour per liters of catalyst. Above the catalyst layer, water is added at 204°C in an amount of 6.1 mol per charged moles of CO for direct contact with the ascending gas. Due to the released exothermic heat, water is evaporated and the reaction temperature is allowed to rise to 299°C. The reactor effluent which is released through pipeline 13 contains slightly less than 1 mol of methane per moles of charged CO,

vann som dannes.ved reaksjonen og damper av vann som chargeres gjennom rørledningen 16, med mindre mengder ikke omsatt CO og H^O. Det totale reaktoravløp slippes ut gjennorn rørledningen 13 og avkjøles i en spillvarmekoker 17 til omkring 232°C, og man-oppnår damp med et trykk på omkring 17,5 kg/cm 2 manometertrykk. Det således forkjøle reaktoravløp avkjøles ytterligere til 204°C ved varmeveksling med tilmatningsgassen' som har en temperatur på 3738°C og som kommer fra manifolden 14, i trommelen 19, og væskekondensatet tilbakeføres til reaktoren gjennom rørledningen 16 og over topp dampen avkjøles ytterligere til 37,8°C for endelig kondens-asjon ved varmeveksling med kjølevann ved 21. I trommelen 22 water that is formed by the reaction and steam of water that is charged through the pipeline 16, with smaller amounts of unreacted CO and H^O. The total reactor effluent is discharged again through the pipeline 13 and cooled in a waste heat boiler 17 to about 232°C, and steam is obtained with a pressure of about 17.5 kg/cm 2 manometer pressure. The thus pre-cooled reactor effluent is further cooled to 204°C by heat exchange with the feed gas' which has a temperature of 3738°C and which comes from the manifold 14, in the drum 19, and the liquid condensate is returned to the reactor through the pipeline 16 and above the top the steam is further cooled to 37 .8°C for final condensation by heat exchange with cooling water at 21. In the drum 22

blir det kondenserte produkt separert for å gjenvinne metan over topp mens væskekondensatet går til avløp. the condensed product is separated to recover overhead methane while the liquid condensate goes to waste.

En material balanse for den ovenfor angitte drift er illustrert i tabell 1 nedenfor: A material balance for the above operation is illustrated in table 1 below:

Det ovenfor angitt eksempel er basert på drift med chargering av gassformig råstoff bestående av hydrogen og karbonmonoksyd' i støkiometriske andeler og dette gir i det vesentlige 1 mol metan pr. chargert mol CO. Fordi reaksjonen i det vesentlige er total har man ikke tatt forholdsregler for tilbakeføring av omsatt CO og H2j, .) Ved høyere romhastigheter er det imidler-tid ikke fullstendig omdanning og i dette tilfelle må man separe-re CO og H2fra metanproduktet, noe som kan skje på i - og for seg kjent måte. Mens bruken av høyere romhastigheter ville medføre bruken av en mindre reaktor for en gitt gjennomgang vil det også The example given above is based on operation with charging of gaseous raw material consisting of hydrogen and carbon monoxide in stoichiometric proportions, and this gives essentially 1 mol of methane per charged mol CO Because the reaction is essentially total, no precautions have been taken for the return of reacted CO and H2j, .) At higher space velocities, however, there is not complete conversion and in this case one must separate CO and H2 from the methane product, which can take place in - and per se - known manner. While the use of higher space velocities would entail the use of a smaller reactor for a given review it will also

være behov for ytterligere separeringsutstyr.additional separation equipment may be required.

Metanutbytter som nærmer seg likevekt kan også oppnås ved lavere driftstrykk slik som angitt i følgende eksempel: Eksempel 2 Methane yields approaching equilibrium can also be achieved at lower operating pressures as indicated in the following example: Example 2

Ved et driftstrykk på omkring 38,15 kg/cm absolutt-tilføres chargen omfattende hydrogen og karbonmonoksyd ved en temperatur på 121°C til bunnen av reaktoren som inneholder en båret nikkelkatalysator. Over katalysatorsjiktet tilmåtes flytende, vann med en temperatur på 121°C. Ved disse betingelser er hastigheten for tilmatning av gass vesentlig lavere enn det som ble benyttet i det foregående eksempel og den er omkring 2.500 1/ time pr. liter katalysator. Dampavløpet slippes ut ved en temperatur på omkring 238°C og inneholder fordampet vann som kondenseres og tilbakeføres som tidligere. Materialballansen og temper-aturene er angitt i tabell 2: At an operating pressure of about 38.15 kg/cm absolute, the charge comprising hydrogen and carbon monoxide is fed at a temperature of 121°C to the bottom of the reactor containing a supported nickel catalyst. Water with a temperature of 121°C is allowed to flow over the catalyst layer. Under these conditions, the rate of gas supply is significantly lower than that used in the previous example and it is around 2,500 1/hour per liters of catalyst. The steam effluent is released at a temperature of around 238°C and contains evaporated water which is condensed and returned as before. The material balance and temperatures are indicated in table 2:

Mens trykk under de foreslåtee 30 atmosfærer kan benyttes i praksis ved gjennomføring av oppfinnelsen og mens sågar trykk som nærmer seg det atmosfæriske også kan benyttes under riktig valg av temperatur, er slike' betningelser mindre ønskelige While pressures below the proposed 30 atmospheres can be used in practice when carrying out the invention and while even pressures approaching atmospheric pressure can also be used under the correct choice of temperature, such conditions are less desirable

(spesielt i systemer som benytter vann som varmevekslingsvæske)(especially in systems that use water as a heat exchange fluid)

fordi reaksjonshastighetene blir lavere ved lavere temperaturer, og fordi det kan dannes stabile nikkelkarbonylforbindelser som kan føre til en hurtig desaktivering av katalysatoren. because the reaction rates are lower at lower temperatures, and because stable nickel carbonyl compounds can be formed which can lead to a rapid deactivation of the catalyst.

Mens oppfinnelsen i det foregående for enkelhets skyld er vist i en form som benytter en charge bestående av hydro gen og karbonmonoksyd er det åpenbart at man i praksis må chargere tilgjengelige gassblandinger inneholdende ønskede mengder av disse reaktanter. For eksempel er gassformige produkter fra omdanneing av kull rike på CO og og disse kan benyttes, med'eller uten foregående separering av metan eller andre hydrokarboner. Tilgjengelige gassblandinger med ikke-støkiometriske andeler av karbonmonoksyd og hydrogen kan også.chargeres som sådanne når man tar hensyn til en hensiktsmessig resyklering av ikke-omsatte komponen-ter, og at andelene kan justeres til eller nær støkiometriske andeler (helst med-hydrogen"i et lett overskudd) ved egnet tilsetn-ing av hydrogen etter behov fra andre kilder. Når den tilgjengelige gass inneholder svovelforbindelser i relativt store mengder, noe som kan være skadelig for svovelfølsomme katalysatorer da disse inneholder f.eks. metalliskenikkel, kan det være nødvendig å avsvovle gassen før chargering til katalytreaktoren. På den annen side kan man benytte katalysatorer som er kjent for å være motstandsdyktige overfor svovelforgiftning, noe som ungår behovet for avsvovling. While the invention has been shown in the foregoing for simplicity in a form that uses a charge consisting of hydrogen and carbon monoxide, it is obvious that in practice one must charge available gas mixtures containing desired amounts of these reactants. For example, gaseous products from the conversion of coal are rich in CO and these can be used, with or without previous separation of methane or other hydrocarbons. Available gas mixtures with non-stoichiometric proportions of carbon monoxide and hydrogen can also be charged as such when taking into account an appropriate recycling of unreacted components, and that the proportions can be adjusted to or close to stoichiometric proportions (preferably with hydrogen) a slight excess) by suitable addition of hydrogen as needed from other sources. When the available gas contains sulfur compounds in relatively large quantities, which can be harmful to sulfur-sensitive catalysts as these contain, for example, metallic nickel, it may be necessary to desulphurise the gas prior to charging to the catalytic reactor On the other hand, catalysts known to be resistant to sulfur poisoning can be used, obviating the need for desulphurisation.

I de foregående eksempler og i illustrasjonen av fremgangsmåten i henhold til den ledsagende tegning benyttes vann som varmevekslingsvæske. Når varmevekslingsvæsken er forskjellig fra vann må man sørge for separering av vann som dannes i reaktoren 10 fra den tilbakeførte varmevekslingsvæske. En slik separasjon kan lett gjennomføres ved sjiktdannelse i trommelen 19 med fjerning av vannsjiktet; eller i en separat olje- vannseparator før trommelen 19. In the previous examples and in the illustration of the method according to the accompanying drawing, water is used as the heat exchange fluid. When the heat exchange fluid is different from water, provision must be made for the separation of water formed in the reactor 10 from the returned heat exchange fluid. Such a separation can easily be carried out by layer formation in the drum 19 with removal of the water layer; or in a separate oil-water separator before the drum 19.

Claims (8)

1. Fremgangsmåte ved katalytisk omsetning av karbonmonoksyd med hydrogen for fremstilling av metan, karakterisert ved at en del av den resulterende eksoterme varme fjernes ved at reaksjonen gjennomføres i direkte nærvær av et flytende varmeabsorberende medium i kontakt med katalysatoren, hvilken væske fordampes' .-ved reaksj onstemperaturen.1. Process for the catalytic reaction of carbon monoxide with hydrogen for the production of methane, characterized in that part of the resulting exothermic heat is removed by the reaction being carried out in the direct presence of a liquid heat-absorbing medium in contact with the catalyst, which liquid is vaporized by the reaction temperature. 2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at reaksjonen gjennomføres ved o ve rat mos færisk trykk i nærvær av vann som varmeabsorberende medium.2. Method according to claim 1, characterized in that the reaction is carried out at atmospheric pressure in the presence of water as a heat-absorbing medium. 3. Fremgangsmåte ifølge kravene 1 og 2, karakterisert ved at en gassformig strøm inneholdende hydro gen og karbonmonoksyd tilføres til det faste sjikt av en metaniseringskatalysator, at det "til nevnte første sjikt og i kontakt med katalysatoren føres nevnte• flytende varmeabsorberende medium slik at dette fordampes ved eksoterme.varme som frigjøres ved metandannelsesreaksjonenj at,det over topp slippes ut en dampav-løp inneholdende metan og fordampet varmeabsorberende medium, at. dampavløpet avkjøles for å kondensere det varmeabsorberende medium fra avløpet og for å gjenvinne et gassformig produkt hovedsakelig bestående av metan, og at det kondenserte varmeabsorberende medium føres tilbake til katalysatorsjiktet.3. Method according to claims 1 and 2, characterized in that a gaseous stream containing hydrogen and carbon monoxide is supplied to the solid layer of a methanation catalyst, that "to the said first layer and in contact with the catalyst the said• liquid heat-absorbing medium is brought so that this is evaporated by exothermic heat which is released by the methane formation reactionj that a steam effluent containing methane and vaporized heat-absorbing medium is released above the top, that the steam effluent is cooled to condense the heat-absorbing medium from the effluent and to recover a gaseous product mainly consisting of methane , and that the condensed heat-absorbing medium is returned to the catalyst layer. 4. Fremgangsmåte ifølge kravene 1-3, karakterisert ved at metandannelsesreaksjonen gjennomføres ved en temperatur for avløpet på 232-343°C og ved et trykk på 30 til 100 atmosfærer.4. Method according to claims 1-3, characterized in that the methane formation reaction is carried out at a temperature for the effluent of 232-343°C and at a pressure of 30 to 100 atmospheres. 5. Fremgangsmåte ifølge krav 4, karakt er'is-e r t ved at dampavløpet slippes av fra et punkt over nenvte katalysator ved en temperatur på minst 27,5°C over den opprinnelige temperatur for den tilmatede gasstrøm.5. Method according to claim 4, characterized in that the steam discharge is released from a point above said catalyst at a temperature of at least 27.5°C above the original temperature of the supplied gas stream. 6. Fremgangsmåte ifølge kravene 1-5, karakterisert ved at gass chargen oppvarmes til innløpstempera-turen ved varmeveksling med minst en del av dampavløpet fra reaksjonen.6. Method according to claims 1-5, characterized in that the gas charge is heated to the inlet temperature by heat exchange with at least part of the steam discharge from the reaction. 7. Fremgangsmåte ifølge krav 6, karakterisert ved at en del av varmeinnholdet fra dampavløpet som slippes av fra over katalysatorsjiktet fjernes for varmeveksling mellom avløpet og den gassformige charge.7. Method according to claim 6, characterized in that part of the heat content from the steam effluent which is released from above the catalyst layer is removed for heat exchange between the effluent and the gaseous charge. 8. Fremgangsmåte ifølge et hvilket som helst av de foregående krav, karakt e rii sert ved at mate-strømmen som er rik på hydrogen og karbonmonoksyd tilføres til bunnen av sjiktet av metandannelseskatalysatoreog at vann i flytende tilstand tilføres direkte til sjiktet omtrent ved toppen av dette ved en temperatur omtrent lik innløpstemperaturen for gassmatestrømmen.8. Method according to any one of the preceding claims, characterized in that the feed stream rich in hydrogen and carbon monoxide is supplied to the bottom of the bed of methane formation catalysts and that water in a liquid state is supplied directly to the bed approximately at the top thereof at a temperature approximately equal to the inlet temperature of the gas feed stream.