Процес синтезу вуглеводнів

1. Процес синтезу вуглеводнів, який включає: - подавання газоподібного матеріалу, який містить водень і монооксид вуглецю, в першу стадію реакції Фішера-Тропша, яка є трифазною низькотемпературною стадією каталітичної реакції Фішера-Тропша при температурі менше ніж 280°С і тиску в діапазоні від 10 до 50 бар; - надання можливості водню і монооксиду вуглецю частково каталітично реагувати в першій стадії реакції для формування вуглеводнів; - подавання щонайменше частини хвостового газу, який включає водень та монооксид вуглецю, які не прореагували та які надходять з першої стадії реакції, в другу стадію реакції Фішера-Тропша, яка є двофазною високотемпературною стадією каталітичної реакції Фішера-Тропша, яка проходить при температурі щонайменше 320°С і тиску в діапазоні від 10 до 50 бар; і - надання можливості водню та монооксиду вуглецю щонайменше частково каталітично реагувати в др угій стадії реакції, з утворенням газоподібних вуглеводнів. 2. Процес за п. 1, згідно з яким перша стадія реакції включає шар суспензії твердого гранульованого каталізатора Фішера-Тропша, який є суспендованим в рідині-носії, та газоподібний матеріал, що вводять в шар суспензії на нижчому рівні, та де водень і монооксид вуглецю каталітично реагують, оскільки вони проходять вгору через шар суспензії, при цьому формуючи рідкі і газоподібні вуглеводневі продукти та, таким 2 (19) 1 3 81065 4 продуктів від другої стадії реакції та виконують відокремлення даних газів в один потік або більше сконденсованих рідких потоків вуглеводнів, потік реакційної води і хвостовий газ другої стадії, та виконують повторну переробку деякої кількості хвостового газу другої стадії реакції. 12. Процес за будь-яким з попередніх пунктів, який включає відведення рідких вуглеводневих продуктів і газів, і пари від першої стадії реакції, охолодження газів та пари для виконання конденсації рідких вуглеводнів та присутньої там реакційної води та вироблення хвостового газу, що містить водень, який не прореагував, і монооксид вуглецю, і С5-вуглеводнів для подання до другої стадії реакції Фішера-Тропша. 13. Процес за п. 12, в якому С 5-вугле водні, які подають із хвостовим газом від першої стадії реакції до другої стадії реакції, відокремлюють з С5-вуглеводнями, утвореними в другій стадії реакції, від газоподібних вуглеводнів, одержаних від другої стадії реакції. 14. Процес за п. 12 або за п. 13, який включає очищення конденсованих вуглеводнів від першої стадії реакції для утворення фракції С 9-С13 вуглеводню, яка включає олефіни. 15. Процес за будь-яким з попередніх пунктів, в якому одержують потік, який містить олефіни, з якого вилучають кисневмісні домішки, причому олефіни алкілують з утворенням лінійного алкілбензолу як продукту. 16. Процес за п. 13, в якому С5-вуглеводні піддають очищенню для одержання етилену, пропілену і бутилену. 17. Процес за п. 2, в якому рідкі продукти вуглеводню додатково переробляють для одержання одного або більше таких продуктів, як дизельні продукти, лігроїн, мастила або спеціальні парафіни. 18. Процес за будь-яким з попередніх пунктів, в якому одержують олефіни як напівфабрикат і в якому додатково використовують установку конверсії олефінів в дизель для олігомеризації олефінів, щоб збільшити дизельне виробництво. 19. Процес за будь-яким з попередніх пунктів, в якому додатково використовують установку каталітичного крекінгу для одержання бензину з важких вуглеводнів, одержаних як напівфабрикати. 20. Процес за будь-яким з попередніх пунктів, в якому одержують потік С 5+вуглеводню і в якому відокремлюють 1-гексен з потоку С 5+вуглеводню. Даний винахід має відношення до процесу синтезу вуглеводню. Зокрема, має відношення до процесу синтезування вуглеводнів. Відповідно до винаходу, забезпечується процес синтезу вуглеводнів, де даний процес включає наступне: подавання газоподібної промислової сировини, яка включає водень і чадний газ, в першу стадію реакції Фішера-Тропша (FischerTropsch), яка є трьохфазною низькотемпературною стадією каталітичної реакції Фішера-Тропша; надання можливості водню та чадному газу щонайменше частково каталітично реагувати у першій стадії реакції для формування газоподібних вуглеводнів; подавання щонайменше частини хвостового газу, який включає водень та чадний газ, які не прореагували та які одержані від першої стадії реакції, в другу стадію реакції Фішера-Тропша, яка являє собою двохфазну високотемпературну стадію каталітичної реакції Фішера-Тропша; і надання можливості водню та чадному газу щонайменше частково каталітично реагувати у другій стадії реакції для формування газоподібних вуглеводнів. Звичайно, перша стадія реакції включає шар суспензії твердого гранульованого каталізатора Фішера-Тропша, який є завислим в рідині-носії, з входженням газоподібної промислової сировини в шар суспензії на низькому рівні. Використовуючи шар суспензії в першій стадії реакції, водень та чадний газ каталітично реагують, оскільки вони, проходячи вгору перетинають шар суспензії, таким чином, формуючи рідкі продукти вуглеводню та газоподібні продукти, тобто, таким чином, з рідкими продуктами вуглеводню складають рідинуносій шару суспензії. Процес, звичайно, включає відведення рідких вуглеводневих продуктів та газів і пари від першої стадії реакції, при цьому включає охолодження газів, та пари, для того щоб сконденсувати рідкі вуглеводні, та присутньої там води хімічної реакції та для виробництва хвостового газу, який містить водень та чадний газ, які не прореагували, та які одержують від першої стадії реакції. Звичайно, сконденсовані рідкі вуглеводні, вода хімічної реакції і хвостовий газ відокремлюються в сепараторі та відводяться відділені від хвостового газу, який подається до другої стадії реакції. Таким чином, хвостовий газ від першої стадії реакції включає водень, який не прореагував, чадний газ, який не прореагував, та газоподібні продукти, які сформувалися в першій стадії реакції, включаючи СО2, та які не були сконденсовані і відокремлені від хвостового газу. Даний хвостовий газ включає малу кількість С 5вуглеводнів. Так, вуглекислий газ утвориться в першій стадії реакції шляхом реакції конверсії водяного газу. Даний процес може включати регулювання співвідношення Н 2/(2СО + 3СО2) хвостового газу в першій стадії, перед поданням регульованого хвостового газу першої стадії до другої стадії хімічної реакції. Переважно, співвідношення Н 2 / (2СО + 3СО2) в хвостовому газі першої стадії, який надходить на другу стадію реакції лежить між значеннями 0,8 та 1,05. 5 81065 В одному варіанті здійснення винаходу співвідношення Н2/(2СО + 3СО2) регулюється шляхом введення збагаченого воднем газу до хвостового газу першої стадії, тобто збагачений Н2 газ можна отримати шляхом додаткової обробки метану парою. В другому варіанті здійснення винаходу співвідношення Н2/(2СО + 3СО2) регулюється шляхом видалення зайвого СО2 із рециклу хвостового газу першої стадії. Окрім цього в одному варіанті здійснення винаходу співвідношення Н2/(2СО + 3СО2) регулюється шляхом конверсії частини СО в хвостовому газі першої стадії шляхом реакції з паром для вироблення Н 2 та СО2 відповідно до реакції конверсії водяного газу СО + Н2 ОСО2 + Н2. Після цього надлишковий СО можна видалити до введення відрегульованого хвостового газу першої стадії до другої стадії хімічної реакції. Ще в одному варіанті здійснення винаходу співвідношення Н2 / (2СО + 3СО2) регулюється шляхом введення газу збагаченого воднем до хвостового газу першої стадії в комбінації з реакцією зворотної конверсії водяного газу для перетворення надлишкового СО2 в CO. Газоподібний вуглеводень і будь-який водень, який не прореагував, та чадний газ, який не прореагував, і всякі газоподібні супутні продукти, такі як СО2 відводяться із другої стадії хімічної реакції та можуть бути відокремленими в один або більше конденсованих рідких вуглеводневих потоків, потік реакційної води хімічної реакції та хвостовий газ другої стадії. Каталізатор Фішера-Тропша, який використовується в першій стадії хімічної реакції може бути каталізатором конверсії, тобто, наприклад, залізний каталізатор та переважніше активований залізний каталізатор. Даний каталізатор може бути активованим для підвищення активності і/або селективності. Однак відомо, що стадія хімічної реакції, яка використовує активований залізний каталізатор Фішера-Тропша, характеризується різким погіршенням продуктивності стадії хімічної реакції при підвищенні CO і Н2 перехідної конверсії. Таким чином, переважно, перша стадія реакції може проходити з низькою перехідною конверсією CO і Н2 між значенням приблизно 30% і приблизно 50%. Каталізатор конверсії, це каталізатор синтезу вуглеводню, який при робочих умовах процесу синтезу вуглеводню даного винаходу конвертує більше 2% тієї кількості CO яка проходить скрізь стадію хімічної реакції в СО2. Процес може включати рецикл деякої кількості хвостового газу першої стадії реакції в першій стадії реакції. Рецикл хвостового газу першої стадії може використовуватися для збільшення конверсії перетворення СО і Н 2 всієї першої стадії до значення не більш ніж приблизно 65%, краще до значення не більш ніж приблизно 60%, а більш переважно до значення не більше ніж приблизно 50%. Співвідношення даної газоподібної промислової сировини до рециклу хвостового газу першої стадії, при використовуванні рециклу, звичайно, буде близьким до співвідношення 1:1, 6 але може мінятися залежно від газового складу газоподібної сировини; однак маловірогідне щоб це співвідношення перевищило приблизне співвідношення 2:1. Процес може включати рецикл деякої кількості хвостового газу др угої стадії реакції в другій стадії реакції для отримання високих виходів конверсій СО і СО2 др угої стадії реакції. Для другої стадії загальне значення конверсії СО + СО2 може бути щонайменше 65%, переважно, може бути щонайменше 80% та більш переважно, може бути щонайменше 85%. Співвідношення хвостового газу першої стадії, який надходить в другу стадію реакції, до хвостового газу другої стадії рециклу, звичайно, буде близько значення 1:1, але може помінятися залежно від складу хвостового газу першої стадії, який надходить в другу стадію реакції. Однак маловірогідне щоб це співвідношення перевищило приблизне значення 2:1. Перша стадія реакції може відбуватися при температурі менше ніж 280°С. Звичайно, перша стадія реакції відбувається при температурі між 160°С і 280°С, та переважно відбувається при температурі між 220°С і 260°С, наприклад, відбувається при температурі близько 250°С. Таким чином, перша стадія реакції це швидке зростання ланцюга, у шарі суспензії, стадія реакції працюють при визначеному діючому тиску в діапазоні 10-50 бар. Друга стадія реакції може відбуватися при температурі щонайменше 320°С. Звичайно, друга стадія реакції відбувається при температурі між 320°С і 350°С, наприклад, друга стадія реакції відбувається при температурі близько 350°С та при діючому тиску в діапазоні 1050 бар. Таким чином, друга стадія реакції це стадія реакції повільного зростання ланцюга в якій, звичайно, використовують двофазний реактор з псевдозрідженим шаром. У протилежність першій стадії реакції, яка може відрізнятися своєю здатністю забезпечувати безперервну рідку фазу продукту в реакторі з шаром суспензії, друга стадія реакції не може забезпечити безперервну рідку фазу продукту в реакторі з псевдозрідженим шаром. Каталізатор Фішера-Тропша, який використовується в другій стадії хімічної реакції може бути каталізатором конверсії, тобто, наприклад, таким як залізний каталізатор та переважно використовується активований залізний каталізатор. Звичайно даний каталізатор це плавлений каталізатор. Такий самий тип каталізатора може використовуватися в першій і другій стадії хімічної реакції; однак склад та кількість активаторів та фізичні властивості каталізаторів, тобто, наприклад, такі властивості як густина буде звичайно різна для першої та другої стадії хімічної реакції. Дана газоподібна сировина для першої стадії хімічної реакції може містити водень і чадний газ в молярному співвідношенні приблизно між значенням 0,4 і значенням близько 2,4, та переважно приблизно між значенням 0,7 і 7 81065 значенням близько 2,0. Таким чином, переважна, присутність надлишку СО за стехіометричними вимогами для синтезу вуглеводню, для того щоб пригнічити небажане утворення метану і, щоб збільшити або підвищити виробництво бажаних олефінових вуглеводневи х продуктів в першій стадії реакції. Даний процес може включати формування С 5вуглеводнів в першій і другій стадії хімічної реакції, перехід С5-вуглеводнів, які сформовані в першій стадії реакції, до другої стадії реакції та відновлення С5-вуглеводнів на другій стадії реакції. Таким чином, процес переважно містить стадію відокремлення, для відокремлення легких вуглеводнів, тобто, наприклад, таких як потік С 2-С4 вуглеводнів та потік С 5+вуглеводню від хвостового газу другої стадії. 1-гексен може бути відокремлений від потоку С 5+вуглеводню. Ці відокремлені легкі вуглеводні можуть використовува тися для вироблення таких продуктів як етилен, пропілен та бутилен. Стадія відокремлення може також використовуватися, щоб відокремити легкі вуглеводні від інших потоків, які утворюються в процесі синтезу вуглеводнів. Даний рідкий продукт вуглеводню з першої стадії реакції може містити в основному парафін. Іншими словами, щонайменше близько 50% від маси продукту рідкого вуглеводню з першої стадії хімічної реакції можуть становити С 19+ вуглеводні. Цей парафін може бути оброблений на стадії парафінової обробки для того щоб дати високий вихід продуктів найвищої якості основного нафтового компоненту мастила і/або цінних парафінових продуктів. Дана стадія парафінової переробки може також дати супутній продукт лігроїну, наприклад, такий як супутній продукт С 5С10 лігроїну, або дизельний продукт, наприклад, такий як С11-С19 дизельний продукт, і важчий, ніж дизельний продукт вугле водню, наприклад, такий як продукт С20+вуглеводню. Таким чином, даний парафін може бути перероблений для отримання одного або кількох продуктів, тобто може бути перероблений для отримання дизельного продукту, лігроїну, мастил, або спеціального парафіну. Процес може містити очищення сконденсованих рідких вуглеводнів із першої стадії реакції, і/або очищення сконденсованих рідких вуглеводнів від другої стадії реакції, для забезпечення отримання фракцій вуглеводню, наприклад, таких як: фракція C5-C8 лігроїну, фракція C9-C13 вуглеводню, фракція дизельного продукту й легка газова фракція. Фракція С9-С13 вуглеводню (потік якій містить олефіни) зі сконденсованих рідких вуглеводнів від першої стадії реакції може піддаватися процесу очищення з метою видалення кисневмісних вуглеводнів та потім піддаватися процесу алкілування та піддаватися процесу розділення для одержання лінійного алкіл-бензолу та необов'язково для одержання С 9-С1З парафінів. Таким чином, в результаті те хнологічного процесу може утворювалися лінійний алкіл-бензол як продукція. У цьому випадку залишкові 8 відокремлені компоненти від сконденсованих рідких вуглеводнів із першої стадії реакції можуть бути об'єднані з відокремленими фракціями вуглеводню від др угої стадії реакції та можуть бути перероблені відповідним шляхом. Процес може використовувати ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу для того, щоб переробляти один продукт або більшу кількість продуктів лігроїну для отримання олефінових продуктів, які містять пропілен з етиленом та газолін, як основні супутні продукти. Установка каталітичного крекінгу може використовува тися для виробництва бензину з важких вуглеводнів, отриманих як проміжні продукти. Таким чином, процес також може використовува ти ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу для очищення більш важких продуктів ніж дизельні продукти (С20 + вуглеводні) для отримання продуктів, які містять бензин, та які можуть бути очищенні для отримання бензину і дизельних продуктів. Установка конверсії олефінів в дизельні продукти (КОД – COD - Conversion of Olefins to Diesel) може використовуватися для олігомерізіції олефінів, які виробляються в процесі даного винаходу, таким чином, покращуючи отримання дизельних продуктів. Дана установка конверсії олефінів в дизельні продукти може містити реактор в якому мається цеолітовий каталізатор, який може олігомерізувати лігроїн для отримання дизельного продукту із супутнім продуктом у вигляді парафінованого лігроїну. Дана технологія може містити стадію очищення дизельного продукту на установці гідроочищення для отримання дизельного моторного палива високої якості з одного або більше дизельних продуктів, які виробляються завдяки процесу даного винаходу. За даною технологією можна отримати потік парафіну, який складає щонайменше 10% від ваги всіх вуглеводнів, які були отримані в цьому процесі. За даною технологією можна отримати зріджений нафтовий газ (LP - liquid petroleum), лігроїн та дизельне пальне як проміжний або основний продукт. Дана технологія може мати селективність метану на рівні не більше 20% та загальну CO і СО2 конверсію щонайменше на рівні 70%. Надалі даний винахід буде описуватися тільки за допомогою прикладу за допомогою посилань до схематичних ілюстрацій і даного прикладу. Фігура 1 демонструє один варіант втілення технології синтезу вуглеводнів у відповідності з даним винаходом; та Фігура 2 показує інший варіант втілення процесу синтезу вуглеводнів у відповідності з даним винаходом. На Фігурі 1 посилальна позиція 10 вказує на технологічний процес синтезу вуглеводнів відповідно до даного винаходу. Процес 10, показаний на Фігурі 1, підходить для використання природного газу як сировини, але може використовувати, з деякою модифікацією, газоподібну сировину, яка 9 81065 виробляється з вуглецевого матеріалу, наприклад, такого як вугілля. Процес 10 включає першу стадію реакції Фішера-Тропша 12, якої передує в якості можливого варіанту нагрівник 14 та після якої слідує охолоджувач 16. Тр убопровід 18 газоподібної промислової сировини виконує подачу в нагрівник 14, і веде від нагрівника 14 до першої стадії реакції 12. Від першої стадії реакції 12 трубопровід 20 газоподібного продукту виконує подачу до охолоджувача 16 та трубопровід 22 рідкого продукту виконує подачу до стадії парафінової обробки 24. Після охолоджувача 16 йде сепаратор 26 який зв'язується з сепаратором 26 за допомогою трубопроводу 20 газоподібного продукту. Від сепаратора 26 відходять: трубопровід 28 реакційної води, трубопровід конденсату вуглеводню 30 і трубопровід 32 хвостового газу першої стадії. Трубопровід 34 рециклу хвостового газу першої стадії веде від трубопроводу 32 хвостового газу першої стадії назад до трубопроводу 18 газоподібної сировини, через компресор 36. Трубопровід збагаченого газу 38 виконує подачу в трубопровід хвостового газу першої стадії 32. Трубопровід хвосто вого газу першої стадії 32 веде до необов'язкового нагрівника 40 і від нагрівника 40 в другу стадію реакції ФішераТропша 42. Трубопровід 44 газоподібного продукту веде від другої стадії реакції 42 до промивної колони 46 і від промивної колони 46 до сепаратора 48 через охолоджувач 50. Промивна колона 46 забезпечена насосом 52 і охолоджувачем 54, які розміщені в трубопроводі рециклу важкого масла 56. Трубопровід рециклу важкого масла 56 відходить від тр убопроводу рециклу важкого масла 58, яка йде від дна промивної колони 46. Трубопровід реакційної води 60, трубопровід конденсату вуглеводню 62 і трубопровід хвостового газу др угої стадії 64 відходять від сепаратора 48. Трубопровід рефлюксу вуглеводню 66 відходить від трубопроводу конденсату вуглеводню 62, і веде назад до промивної колони 46. Трубопровід хвостового газу другої стадії 64 виконує подачу в стадію охолоджування 68, і звідти виконує подачу в сепаратор 70. Трубопровід хвостового газу водного конденсату 72, трубопровід хвостово го газу конденсату вуглеводню 74 і тр убопровід вологого хвостового газу 76 відходять від сепаратора 70. Трубопровід вологого хвостового газу 76 виконує подачу в стадію 76.1 видалення СО2, яка забезпечується трубопроводом 76.2 видалення СО2. Від стадії 76.1 видалення СО2 трубопровід вологого хвостового газу 76 виконує подачу в сушарку 78. Звідси трубопровід сухого хвостового газу 80 проходить через теплообмінник 82 і турбодетандер 84 до сепаратора 86. Трубопровід легкого вуглеводню 88 і тр убопровід збідненого хвостового газу 90 залишають сепаратор 86, трубопровід збідненого хвостового газу 90 підходить до теплообмінника 82. Необов'язково 10 присутній трубопровід рециклу 92 відгалужується від трубопроводу збідненого хвостового газу 90. Трубопровід хвостового газу конденсату вуглеводню 74 може як варіант виконання підходити до стадії відновлення 1-гексену 103, звідки виходить трубопровід вуглеводню збідненого 1-гексеном 75 та трубопровід продукту 1-гексену 77. Від трубопроводу хвостового газу др угої стадії 64, трубопровід рециклу хвостового газу др угої стадії 65 повертається до трубопроводу хвостового газу першої стадії 32, через компресор 67. Окрім цього технологічний процес 10 включає як необов'язковий варіант стадію видалення кисневмісних домішок і стадію перетворення олефіну 102 для реакції С9-С13 олефінів з бензолом для вироблення лінійного алкіл-бензолу, дистиляційну колону 96 з паровим ребойлером 98, стадію 100 гідроочищення дизельного продукту в установці, перший ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104, другий лі фт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106, охолоджувач 108 та дистиляційну колону 110 з паровим ребойлером 112. Дистиляційні колони 96 та ПО забезпечені дефлегматорами та відповідними трубами, які не показані на Фігурі 1. Від стадії обробки парафінів 24 відходять наступні трубопроводи: трубопровід супутнього продукту С 5-С10 лігроїну 114, тр убопровід побічного С11-С19 дизельного продукту 116, трубопровід більш важкого, ніж дизельний вуглеводень 118, та один або більше трубопроводів 120 спеціального базового масла і/або фракцій парафіну, які підходять до різних місць, як буде надалі описано більш детально. Даний паровий ребойлер 98 дистиляційної колони 96 використовує для подачі паровий трубопровід 121. Від дистиляційної колони 96 відходять наступні тр убопроводи: трубопровід конденсату важких вуглеводневих хвостів 122, трубопровід дизельних матеріалів 124, трубопровід С9-С13 вуглеводню, С5-трубопровід С5С8 лігроїну 128 та трубопровід легких газів 130, які ведуть до різних місць, які також будуть надалі описані більш детально. Трубопровід С5-С8 лігроїну 128 і трубопровід хвостового газу конденсату вуглеводню 74 або трубопровід збідненого вуглеводню 1-гексену 75 в залежності від обставин виконують подачу до другого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106. Даний трубопровід С 9С13 вуглеводню 128 підходить до першого ліфтреактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104. У іншому варіанті втілення винаходу (не показаний), якщо у цьому є необхідність, то забезпечується стадія відновлення 1-гексену, для того щоб видалити 1-гексен з C5-C8 лігроїну до подання C5-C8 лігроїну в другий ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106. Трубопровід лінійного алкіл-бензолу 136 відходить від стадії видалення кисневмісних домішок та стадії конверсії олефінів 102. Трубопровід подачі бензолу 138 забезпечує 11 81065 бензол, який реагує з олефінами в стадії 102 для того, щоб виробити лінійний алкіл-бензол. Каталізатор першого та другого швидких ліфтреакторів каталітичного крекінгу 104, 106 проходить до регенератора 105, який забезпечується повітрям за допомогою трубопроводу подачі повітря 140. Від вершини цих установок відходить трубопровід який містить олефінові продукти 142 та трубопровід який містить бензинові продукти 144. Також від регенератору 105 відходить трубопровід топкового газу 146. Трубопровід який містить бензинові продукти 144 веде в охолоджувач 108, та звідти веде в дистиляційну колону 110. Трубопровід легких газів 111, трубопровід який містить бензинові продукти 148, трубопровід який містить дизельні продукти 150 та трубопровід який містить важкі масла 152 відходять від дистиляційної колони 110. Трубопровід 111 веде до трубопроводу 142. Трубопровід подачі водню 154 підходить до стадії 100 гідроочищення дизельного продукту в установці, разом з трубопроводом який містить дизельні продукти 124 від дистиляційної колони 96 та разом з трубопроводом який містить дизельні продукти 150 від дистиляційної колони 110. Трубопровід який містить дизельні продукти 156 залишає стадію 100 гідроочищення дизельного продукту в установці і з'єднується трубопроводом С11-С19 дизельного побічного продукту 116 від стадії парафінової переробки 24. Трубопровід більш важкого, ніж дизельний вуглеводень 118 від стадії парафінової переробки 24 і трубопровід конденсату вуглеводню важких хвостів 122 від дистиляційної колони 96 виконують подачу в перший швидкий ліфт-реактор каталітичного крекінгу 104. Таким же чином, трубопровід рециклу важкого масла 58 від промивної колони 46 виконує подачу в перший швидкий ліфт-реактор каталітичного крекінгу 104. При використанні, газоподібна сировина для хімічного синтезу газу, яка містить водень та чадний газ, подається по трубопроводу газоподібної промислової сировини 18 і як варіант може нагріватися в нагрівнику 14, перед входом в першу стадію реакції Фішера-Тропша 12. Коли ця газоподібна промислова сировина для хімічного синтезу газу, отримується від природного газу, то звичайно отримується при піддаванні природного газу стадії часткового окисного риформінгу, або стадії автотермічного риформінгу з низьким співвідношенням пари до вуглецю для вироблення синтез-газу з співвідношенням Н2:СО менше ніж 2,4. Перша стадія реакції 12 містить один або більше реакторів з псевдозрідженим шаром, які діють при типовому тиску між 10 бар і 50 бар та типовою температурою між 220°С та 260°С. Кожний з трьохфазних реакторів з шаром суспензії містить шар суспензії твердого гранульованого активованого осадженого залізного каталізатора Фішера-Тропша, який є суспендованим в рідкому продукті вуглеводню (здебільшого парафіні). Ця газоподібна сировина для хімічного синтезу газу входить в шари суспензії на низькому рівні та водень і чадний газ реагують каталітично в міру 12 того як вони проходять угору через кожний шар суспензії, таким чином, формуючи рідкі продукти вуглеводню і газоподібні продукти. Рідка продукція відводиться через трубопровід рідких продуктів 22 а газоподібні продукти та промислова сировина, яка не прореагувала, залишають першу стадію реакції 12 через трубопровід газоподібних продуктів 20. Дана дія трьохфазної низькотемпературної стадії каталітичної реакції Фішера-Тропша, така як, наприклад, стадія реакції 12, відома фахівцям в даній галузі техніки і тому не буде надалі детально описуватися в цій заявці. Звичайно газоподібні продукти при температурі до 250°С, входять в охолоджувач 16 і охолоджуються традиційним способом до температури приблизно між 30°С і 80°С, наприклад, до температури 70°С, до подачі в сепаратор 26. У сепараторі 26 має місце трьохфазне відокремлення із видаленням конденсованої реакційної води через трубопровід реакційної води 28, із видаленням конденсованого вуглеводню, який включає С 9-С13 фракцію, яка містить олефіни, через трубопровід конденсованого вуглеводню 30, та де хвостовий газ першої стадії залишає сепаратор 26 через трубопровід хвостового газу першої стадії 32. Якщо є необхідність, частина хвостового газ у першої стадії може бути повторно повернута до першої стадії реакції Фішера-Тропша 12, за допомогою трубопроводу рециклу хвостового газу першої стадії 34 і компресора 36. У випадку використання, співвідношення газоподібної сировини до хвостового газу першої стадії звичайно буде приблизно 1:1 але маловірогідно, щоб перевищило приблизне співвідношення 2:1. Від сепаратора 26, даний хвостовий газ першої стадії як варіант може нагріватися в нагрівачу 40 перед входом в другу стадію реакції Фішера-Тропша 42. Однак, перед входом в другу стадію реакції Фішера-Тропша 42, склад хвостового газу першої стадії регулюється, щоб одержати співвідношення Н2/(2СО + 3СО2) приблизно між 1 і 1,05. У варіанті втілення процесу винаходу, показаного на Фігурі 1, дане співвідношення регулюється доповненням газу збагаченого Н2 через трубопровід газу збагаченого Н2 38 до трубопроводу хвостового газу першої стадії 32. Друга стадія реакції Фішера-Тропша 42 звичайно охоплює один або більше двофазних реакторів з псевдозрідженим шаром, які працюють при високій температурі реакції синтезу ФішераТропша звичайно між 320°С і 350°С. У цих реакторах з псевдозрідженим шаром чадний газ і водень реагують, з формуванням газоподібних вуглеводнів, які залишають другу стадію реакції Фішера-Тропша 42 за допомогою трубопроводу газоподібних продуктів 44. Як і у випадку з першою стадією реакції Фішера-Тропша 12, каталізатор, який використовується в другій стадії реакції Фішера-Тропша 42, є активований залізний каталізатор, але звичайно використовується плавлений каталізатор. Дана дія стадії високотемпературної реакції Фішера-Тропша, як, наприклад, друга стадія реакції Фішера-Тропша 42 13 81065 також добре відома фахівцям в даній галузі техніки і надалі не буде детально описуватися. Газоподібні вуглеводні від др угої стадії реакції Фішера-Тропша 42 входять в промивну колону 46, яка використовує важкі масла, і конденсат вуглеводню від сепаратора 48, як промивну рідину. Важкі масла циркулюють за допомогою насоса 52 з охолоджувачем 54, який відводить тепло, яке вводиться газоподібними вуглеводнями від другої стадії реакції Фішера-Тропша 42. Газоподібні вуглеводні проходячи через промивну колону 46 залишають промивну колону 46 за допомогою трубопроводу газоподібних продуктів 44 і охолоджуються в охолоджувачі 50 до входу в сепаратор 48. Таким чином, до входу в сепаратор 48, газоподібні вуглеводні охолоджуються до температури приблизно між 30°С і 80°С, наприклад, охолоджуються до температури приблизно 70°С. В охолоджувачу 50 та сепараторі 48, реакційна вода конденсується і видаляється через трубопровід реакційної води 60. Деякі вуглеводні також конденсуються, щоб з утворенням конденсату вуглеводню, який видаляється через трубопровід конденсату вуглеводню 62. Дані залишкові газоподібні вуглеводні залишають сепаратор 48, як хвостові гази другої стадії, через трубопровід хвостового газу др угої стадії 64. У другій стадії реакції Фішера-Тропша 42, більшою частиною щонайменше 85% CO і СО2, які входять в другу стадію реакції Фішера-Тропша 42 перетворюються у вуглеводні. Для того щоб досягнути такого високого ступеню перетворення, частина хвостово го газу другої стадії повторно відправляється в цикл, за допомогою трубопроводу рециклу хвостового газу другої стадії 65 та компресора 67, тобто до другої стадії реакції Фішера-Тропша 42. Звичайно, співвідношення хвостового газу першої стадії, який надходить до другої стадії реакції Фішера-Тропша 42, до хвостового газу рециклу другої стадії, приблизно складає співвідношення 1:1 але маловірогідно, щоб перевищувало співвідношення 2:1. Хвостовий газ другої стадії, який не проходить рецикл другої стадії реакції Фішера-Тропша 42, охолоджується на стадії охолоджування 68 звичайно до температури близько 5°С. Охолоджений хвостовий газ др угої стадії потім входить сепаратор 70, в якому розділяється на: водний конденсат хвостового газу, який видаляється через трубопровід водного конденсату хвостового газу 72, конденсат вуглеводню хвостового газу, який видаляється через трубопровід конденсату вуглеводню хвостового газу 74, та вологий хвостовий газ, який видаляється через трубопровід вологого хвостового газу 76. Вологий хвостовий газ від сепаратора 70 подається до стадії видалення СО2 76.1. Відокремлений СО2 видаляється через трубопровід 76.2. Вологий хвостовий газ потім сушиться в сушарці 78 та подається за допомогою трубопроводу сухого хвостового газу 80 до теплообмінника 82, де він надалі охолоджується 14 перед проходом турбіни розширення 84 (замість цієї техніки може використовуватися інша техніка розширення або інші пристрої охолодження), яка понижує температуру сухого хвостового газу приблизно до -80°С. Цей холодний сухий хвостовий газ подається в сепаратор 86, де він розділюється на легкі рідкі вуглеводні, звичайно С2+ вуглеводні, де можливі включення метану, які видаляються через трубопровід легкого вуглеводню 88, і хвостовий газ збагачений воднем з низьким вмістом вуглеводню, який видаляється через трубопровід збідненого хвостового газ у 90, і проходячи через теплообмінник 82 вступає у взаємодію теплового обміну з сухим хвостовим газом в тр убопроводі сухого хвостового газу 80. Можна також використовувати інші більш складні взаємодії теплового обміну. Легкі вуглеводні в трубопроводі легкого вуглеводню 88 надалі можуть розділюватися методами сепарації, які відомі фахівцям в даній галузі те хніки, для вироблення етилену, пропілену і бутилену та суп утніх С 1-С4 парафінів. Як варіант побічний легкий парафінистий газ може використовува тися в газовій турбіні для генерації електричної енергії, і/або використовуватися в газовій паливній системі для переробки та для опалювання у комунальному господарстві. Як один з варіантів хвостовий газ збагачений воднем з низьким вмістом вуглеводню в трубопроводі 90 може частково повертатися в рецикл за допомогою необов'язкового трубопроводу рециклу 92, до трубопроводу хвостового газу першої стадії 32, таким чином, доповнюючи або, навіть заміняючи подачу збагаченого Н2 газу через трубопровід 38. Звичайно ці рідкі продукти, яка вилучається з першої стадії реакції Фішера-Тропша 12, в основному містять парафін, тобто рідкі С 19+ вуглеводні. В стадії парафінової переробки 24, використовуючи методи відомі фахівцям в даній галузі техніки (звичайно в галузі гідрообробки та ректифікації), ця рідка продукція перетворюється на побічний С5-С10 лігроїн, який відводиться через трубопровід побічного С 5-С10 лігроїну 114. С11-Q19 дизельний побічний продукт, який відводиться через трубопровід С11-Q19 дизельного побічного продукту 116, більш важки продукти ніж дизельні вуглеводні, які відводяться через трубопровід більш важких продуктів ніж дизельні вуглеводні 118 і велику кількість спеціальних базових масел мастила та/або високоякісних парафінових фракцій, як вказується за допомогою посилальної позиції 120. Якщо є необхідність, то частину продукту, або всі рідкі продукти можна подати до першого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104, без проходження стадії парафінової переробки 24. Конденсат вуглеводню від сепаратора 48 і конденсат вуглеводню від сепаратора 26 з'єднуються за допомогою трубопроводів 62 і 30 та подаються до дистиляційної колони 96. Дистиляційна колона 96 використовує паровий ребойлер 98 до якого підходить паровий трубопровід 121 для процесу дистиляції конденсату вуглеводню на різні фракції. Важкі 15 81065 фракції вуглеводню вилучаються з дистиляційної колони 96 за допомогою трубопроводу важких фракцій вуглеводню 122 і подаються до першого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104. Дизельна фракція утворюється (звичайно з використанням деякої бокової стріппер секції, яка не показана), та при цьому видаляється через трубопровід дизельних продуктів 124 і надходить до стадії гідроочищення дизельного продукту 100. Фракція С9-С13 вуглеводню видаляється через трубопровід С 9-С13 вуглеводню 126 і надходить до першого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104, і фракція C5-C8 лігроїну видаляється через та подається за допомогою трубопроводу C5-C8 лігроїну 128 до другого лі фт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106. Легкі гази від дистиляційної колони 96 видаляються через трубопровід легких газів 130 і можуть бути об'єднані із збідненим хвостовим газом в трубопроводі палива 94 для процесу переробки та для опалювання у комунальному господарстві. В стадії видалення кисневмісних домішок і стадії перетворення олефінів 102, фракція С 9-С13 олефінів від сепаратора 26 алкілується для вироблення лінійного алкіл-бензолу (ЛАБ = L AB linear alkyl-benzene), який видаляється за допомогою трубопроводу лінійного алкіл-бензолу 136. Залишковий матеріал конденсату вуглеводню надходить через трубопровід 30 до дистиляційної колони 96, де він може подаватися до колони у відповідній точці, або може об'єднуватися з потоками продукції від цієї колони відповідним чином. Як альтернативний варіант, парафіни можуть бути відокремлені і продані, як кінцеві продукти. Другий лі фт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106 функціонує, таким чином, щоб виробити максимальний вихід пропілену та на який подається хвостовий газ конденсату вуглеводню від сепаратора 70 (який може бути збіднений 1-гексеном) і C5-C8 потік лігроїну 128 від дистиляційної колони 96. Замість цього, лігроїн може бути перероблений разом з хвостовим газом конденсату вуглеводню в трубопроводі 74, для того щоб відновити продукти С5-С8 альфа-олефіну, з балансом матеріалу, який посилається до другого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106. Такі альфа-олефіни можуть бути відновлені процесами розділення, які відомі фахівцям в цій галузі техніки та є корисними як співмономери для виробництва пластмас. Повітря подається в регенератор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 105 за допомогою трубопроводу подачі повітря 140 з метою регенерації каталізатора. У реакторах 104, 106, відомі системи відокремлення каталізатора/газу використовуються в комбінації з шаром суспензії. Продукти, які містять олефіни, залишають другий ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 106 за допомогою трубопроводу, якій містить олефінові продукти 142. Цей газоподібний продукт, якій містить олефіни може бути об'єднаний з хвостовим газом 16 другої стадії в тр убопроводі 64 або можливо краще з сухим хвостовим газом в трубопроводі сухого хвосто вого газу 80 для того, щоб відновити С2+ вуглеводні. Перший ліфт-реактор псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104 функціонує, щоб забезпечити максимальний вихід бензину. Таким чином, від першого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу 104 продукт, який містить бензин, подається через трубопровід, який містить бензиновий продукт 144 до охолоджувача 108 і звідти в дистиляційну колону 110. Дистиляційна колона 110 використовує паровий ребойлер 112 до якого підходить паровий трубопровід 113 для вироблення невеликої кількості супутнього важкого масла, яке видаляється через трубопровід 152, а також для вироблення дизельного продукту який видаляється через трубопровід дизельних продуктів 150, та для вироблення бензинових продуктів які видаляються за допомогою трубопроводу бензинових продуктів 148 та для вироблення легких газів, які видаляються за допомогою трубопроводу 111, який можна об'єднати з продуктами від другого ліфт-реактору псевдозрідженого каталітичного крекінгу в трубопроводі 142. Каталізатор від реакторів 104, 106 проходить до регенератора 105, який виробляє топковий газ, який викидається до атмосфери через трубопровід 146. Дані супутні продукти важкого масла в трубопроводі 152 від дистиляційної колони 110 можуть піддаватися очищенню декількома шляхами, які відомі фахівцям в даній галузі тобто в галузі риформінгу сирої нафти. До першого швидкого ліфт-реактору каталітичного крекінгу 104 також підводиться важке масло від промивочної колони 46 за допомогою трубопроводу важкого масла 58, підводиться вуглеводень важчий ніж дизельний вуглеводень від стадії парафінової обробки 24, який подається через трубопровід вуглеводню важчого ніж дизельний вуглеводень 118, і підводяться важкі фракції вуглеводню від дистиляційної колони 96 через трубопровід 122. Якщо є необхідність, то подача до першого швидкого ліфт-реактору каталітичного крекінгу 104 може бути доповнена сирою нафтою, яка одержується з матеріалу, що завантажується, для оптимізації продуктивності першого швидкого ліфт-реактору каталітичного крекінгу 104. Дизельний продукт від дистиляційної колони 96 подається за допомогою трубопроводу дизельного продукту 124 в стадію очищення дизельного продукту 100, де відповідно виконується очищення воднем, який подається за допомогою трубопроводу подачі водню 154, для того щоб виробити дизельний продукт, який видаляється за допомогою трубопроводу дизельного продукту 156. До стадії очищення дизельного продукту 100 також подається дизельний продукт від дистиляційної колони ПО, за допомогою трубопроводу дизельного продукту 150. Трубопровід С11-С19 дизельного продукту 116 17 81065 від стадії парафінової обробки 24 з'єднується з трубопроводом дизельного продукту 156. Замість використання газу збагаченого Н 2 необхідного для регулювання складу хвостового газу першої стадії в трубопроводі хвостового газу першої стадії 32, склад може регулюватися за допомогою вилучення надлишкового СО2 з хвостового газу першої стадії. У якості альтернативного варіанту, пара може бути додана до трубопроводу хвостового газ у першої стадії 32, після чого об'єднаний пар і хвостовий газ першої стадії нагрівається, і подається до реактора (не показаний) щоб мала місце реакція конверсії водного газу. Ця те хнологія добре відома фа хівцям в цій галузі техніки і звичайно використовується, якщо синтез-газ сировини одержується з вугілля. У результаті реакції конверсії водного газу, концентрація Н 2 і СО2 в хвостовому газі першої стадії буде збільшена, щоб забезпечити концентрацію Н 2: CO щонайменше 2,1, та краще 2,3. Газ від реактора конверсії водного газу може бути охолоджений, після того надлишковий СО2 може видалятися на традиційній стадії (яка не показана) видалення СО2 для забезпечення хвостового газу першої стадії придатного для подання до другої стадії реакції Фішера-Тропша 42. Звичайно, в цій конфігурації, збіднений вуглеводень, але хвостовий газ збагачений Н 2 в трубопроводі рециклу 92 буде повертатися в нижній потік хвостового газу першої стадії видалення СО2. Оскільки це бажано, то зворотній потік хвостового газу першої стадії може використовува тися з метою регулювання складу. Як альтернативний варіант, додавання газу збагаченого Н2 може бути об'єднана з водним газом в реакторі (не показаний) конверсії для того щоб вплинути на зворотну реакцію конверсії водного газу та для того, щоб регулювати склад хвостового газу першої стадії. Те хнологія, яка використовується, подібна до тієї яка використовується для прямої реакції конверсії водного газу. Н2 і СО2 реагують для утворення води й CO. Кра ще видалити воду, яка утворюється в зворотній реакції конверсії водного газу до подачі складу відрегульованого хвостового газу першої стадії до другої стадії реакції ФішераТропша 42. Цей варіант використовується переважно в комбінації з частковим рециклом СО2 від стадії видалення СО2 76.1 в хвостовому газі першої стадії в трубопроводі 32 (не показаний). Звертаючись до малюнків представлених на Фіг.2 можна побачити, що посилальна позиція 200 взагалі вказує на інший варіант втілення технологічного процесу синтезу вуглеводнів відповідно до винаходу. До великої міри цей процес 200 є подібним до технологічного процесу 10 і, якщо інше не вказане, то ті ж посилальні позиції використовуються, для того щоб вказати ті ж або подібні особливості. На відміну від технологічного процесу 10, технологічний процес 200 не включає ліфтреактори каталітичного крекінгу 104, 106, охолоджувач 108, або дистиляційну колону ПО. Замість цього, технологічний процес 200 включає 18 колони дистиляції 202 і 204 і установку конверсії олефінів в дистилят 206. Трубопровід важкого масла 58 від промивочної колони 46 веде в дистиляційну колону 202. Важкий трубопровід 210 веде від дна дистиляційної колони 202 до трубопроводу важких фракцій вуглеводню 122, яка веде від дистиляційної колони 96 до стадії парафінової обробки 24. Трубопровід дизельного продукту 212 веде від дистиляційної колони 202 в трубопровід дизельного продукту 124 таким чином, що пролягає між дистиляційною колоною 96 та стадією очищення дизельного продукту 100. Трубопровід конденсату вуглеводню 62 від сепаратора 48 веде в дистиляційну колону 204. Трубопровід дизельного продукту 214 веде від дна дистиляційної колони 204 і з'єднує трубопровід дизельного продукту 212 від дистиляційної колони 202. Трубопровід легких продуктів 216 і трубопровід С5-С9 продуктів 218 залишають дистиляційну колону 204, при чому тр убопровід С5-С9 продуктів 218 з'єднує тр убопровід хвостового газу конденсату вуглеводню 74 від сепаратора 70 до подання в необов'язкову стадію відновлення 1гексену 103. Трубопровід С5-С8 продуктів 220 веде від дистиляційної колони 96 і з'єднується за допомогою трубопроводу вуглеводню з малим вмістом 1-гексену 75 від стадії відновлення 1гексену 103 до надходження в установку конверсії олефінів в дистилят 206. У іншому варіанті втілення винаходу (не показано), якщо необхідно, стадія відновлення 1гексену забезпечується для того щоб видалити 1гексен з С 5-С8 фракції в трубопроводі 220 перед поданням C5-C9 фракції в установку конверсії олефінів в дистилят 206. Трубопровід лігроїну 222 і трубопровід дизельного продукту 224 залишають установку конверсії олефінів в дистилят 206, при чому трубопровід дизельного продукту 224 з'єднується з трубопроводом дизельного продукту 124 та трубопровід лігроїну 222 з'єднується з С 5-С10 трубопроводом побічного продукту лігроїну 114 від стадії парафінової обробки 24. Стадія парафінової обробки 24 має трубопровід рециклу 226 і трубопровід легких продуктів 228 тоді як стадія видалення кисневмісних домішок та стадія конверсії олефінів 102 має н-парафіновий трубопровід 230. На практиці, технологічний процес 200 функціонує подібно до технологічного процесу 10. Однак, у технологічному процесі 200 виробляється топковий газ, зріджений нафтовий газ, легкі олефіни, лігроїн, дизельні продукти, лінійний алкіл-бензол, базові масла і як можливий варіант виробляються співмономери. Не виробляються бензинові продукти. У технологічному процесі 200, важкі масла від промивочної колони 46 подаються за допомогою трубопроводу важких масел 58 в дистиляційну колону 202, де це розділяється на важкі фракції і дизельні фракції. Важка фракція відправляється до стадії парафінової обробки 24 за допомогою трубопроводу важкої фракції 210 тоді як дизельна 19 81065 фракція відправляється до стадії очищення дизельних продуктів 100 за допомогою трубопроводу дизельних продуктів 212. Конденсат вуглеводню від сепаратора 48 подається до дистиляційної колони 204, де це дистилюється в дизельну фракцію, фракцію С 5-С9 вуглеводню і легкі фракції. Легкі фракції видаляються за допомогою трубопроводу легких фракцій 216 і дизельна фракція переміщається за допомогою трубопроводу дизельних продуктів 214 для подання до стадії очищення дизельних продуктів 100. Фракція С5-С9 вуглеводню (лігроїн) видаляється за допомогою С 5-С9 трубопроводу 218 і з'єднується з хвостовим газом конденсату вуглеводню в тр убопроводі хвостового газу конденсату вуглеводню 74, який приходить від сепаратора 70, до подачі в стадію відновлення 1гексену 103. Колона дистиляції 96 виробляє фракцію С5-С8 вуглеводню, яка видаляється за допомогою трубопроводу C5-С8 продукту 220. Потік вуглеводню з малим вмістом 1-гексену (трубопровід 75) від стадії відновлення 1-гексену 103 з'єднує потік С 5-С8 вуглеводню від дистиляційної колони 96 до подачі в установку конверсії олефінів в дистилят 206. В установці конверсії олефінів в дистилят 206 олефіновий вміст фракції С5-С9 лігроїну олігомерізується з використанням цеолітового каталізатору шляхом додавання до дизельних продуктів від дистиляційних колон 202, 204 і 96 (за допомогою трубопроводу дизельних продуктів 224). Лігроїн з установки конверсії олефінів в дистилят 206 відводиться за допомогою трубопроводу лігроїну 222 і з'єднується з побічним продуктом лігроїну в трубопроводі 114 від стадії парафінової обробки 24. На стадії парафінової обробки 24, в якій отримують важкі продукти від дистиляційної колони 202 і дистиляційної колони 96, важкі продукти повторно використовуються до повного вироблення за допомогою трубопроводу рециклу 226. Легкі продукти від стадії парафінової обробки 24 (трубопровід 228), дистиляційної колони 96 (трубопровід 130) і дистиляційної колони 204 (трубопровід 216) можуть бути або використанні у якості топкового газу, або об'єднанні з вологим хвостовим газом та подані до сушильного апарату 78. Хоч на Фігурі 2 не показано, та сухий хвостовий газ, який залишає сушильний апарат 78 через трубопровід 80, може бути оброблений подібним або таким же чином до сухого хвостового газу як в технологічному процесі 10 для того щоб виробити потік легкого вуглеводню (зріджений нафтовий газ) і топковий газ. На відміну від технологічного процесу 10, стадія видалення кисеньвмісних домішок і стадія конверсії олефінів 102 отримує подачу С 9-С13 олефінів від дистиляційної колони 96, для того щоб виробити лінійний алкіл-бензольний потік і потік н-парафінового продукту. Якщо необхідно, то н-парафіни які йдуть від стадії відокремлення олефінів і стадії конверсії 102 можуть бути подані до стадії очищення дизельних продуктів 100. ПРИКЛАД 20 Технологічний процес 200 математично моделювався з використанням традиційного програмного процесу забезпечення імітаційного моделювання. Технологічний процес 200, який моделювався, включаючи регулювання складу хвостового газу першої стадії з використанням додавання газу збагаченого Н 2 разом з рециклом СО2 від стадії видалення СО2 з хвостового газу другого реактора Фішера-Тропша і зворотної конверсії водного газу при температурі 500°С. Були використані наступні параметри технологічного процесу: в цілому СО і Н 2 конверсія реакції першої стадії і конверсія СО і Н 2 за один цикл були відповідно 62% і 35%. Співвідношення газоподібного матеріалу до рециклу хвостового газу першої стадії було на рівні 1:1. В цілому конверсія СО і СО2 другої стадії реакції і конверсія СО і СО2 за цикл були 69% і 36% відповідно. Співвідношення хвостового газу рециклу другої стадії реакції до складу регульованого хвостового газу першої стадії було на рівні 1,2:1. Подача до першої стадії реакції мала співвідношення Н 2/СО на рівні 1,64. Відрегульоване співвідношення Н2 / (2СО + 3СО2) хвостово го газу першої стадії було 0.93. Процес досяг в цілому СО і СО2 конверсії на рівні 77% і метанової селективності на рівні 17%. Парафінові продукти від першої стадії реактора складали 13% від усіх вироблених вуглеводнів. На додаток до парафінових продуктів були вироблені вуглеводневі продукти з наступним співвідношенням по масі: Топковий газ 29% Етилен 4% Пропілен 9% Зріджений нафтовий газ 3% Нафта 16% Дизель 37% Етанол 2% Звичайно, хвостовий газ від низькотемпературної стадії реакції Фішера-Тропша містить С5-вуглеводні в дуже малій кількості для того щоб виправдати витрати на відновлення. Переважно, в процесі даного винаходу, вони проходять високотемпературну стадію реакції Фішера-Тропша, на який звичайно виробляються значні кількості С 5-вуглеводнів, і таким чином, змішуються з газоподібними продуктами від високотемпературної стадії реакції ФішераТропша. Таким чином, ці С5-вуглеводні від низькотемпературної стадії реакції Фішера-Тропша відновлюються за допомогою процесів і способів, які відомі фахівцям в даній галузі техніки, які звичайно використовуються, щоб відновити С2+вуглеводні від високотемпературної стадії реакції Фішера-Тропша. Переважно, для технологічного процесу даного винаходу, висока продуктивність низькотемпературного реактора Фішера-Тропша досягається за допомогою дії з конверсією за цикл між приблизно 30% і приблизно 50%, з або без рециклу хвостового газу. З низькотемпературною стадією реакції Фішера-Тропша, за якою слідує високотемпературна стадія реакції ФішераТропша, водень і чадний газ, які не прореагували, 21 81065 не втрачаються або, інакше кажучи, не марнуються, при чому у високотемпературній стадії реакції Фішера-Тропша перетворюються за допомогою одного з варіантів маловитратної конверсії залишкових реагентів, які залишились після використання однієї низькотемпературної стадії реакції Фішера-Тропша. До того ж, споживання каталізатора для високотемпературної стадії реакції ФішераТропша особливо буде низьке внаслідок відсутності отрути каталізатора та подачі сприятливого складу газу (високий парціальний тиск водню), який перешкоджає утворенню вуглецю. Цінність отриманих продуктів за допомогою низькотемпературної реакції Фішера-Тропша технологічного процесу даного винаходу, звичайно, вище, ніж цінність отриманих продуктів за допомогою високотемпературної реакції Фішера-Тропша. До того ж, витягн уті продукти в низькотемпературній стадії Фішера-Тропша, які отримують за допомогою активованого залізного каталізатора є звичайно більш цінні ніж ті, які отримують при використанні низькотемпературного процесу Фішера-Тропша з кобальтовими каталізаторами завдяки вищій селективності твердих парафінів, нижчій метановій селективності та вищому вмісту олефінів в потоках від С 2 до С 13 вуглеводневих продуктів. В результаті досягнення вагомих переваг, витрати на виготовлення всіх головних продуктів, які не відносяться до паливних продуктів при використанні технологічного процесу даного винаходу потенційно нижчі, ніж витрати конкуруючих технологічних процесів відомих фа хівцям в даній галузі техніки, тих які відомі Заявнику за умовою того що ціна на промислову сировину, тобто вугілля або природний газ не надмірна. Вартість вироблення бензину та дизельного палива є також конкурентною, якщо ціни на сиру нафту не є винятково низькими. Оскільки капітальні витрати вищі для обладнання подачі вугілля ніж для обладнання подачі природного газу, то подачі природного газу віддають перевагу для технологічного процесу даного винаходу. Однак, у випадку, де процес це подача вугілля, то експорт електричної енергії є значним супутнім продуктом. Головні продукти від технологічного процесу даного винаходу можуть включати наступне: базові масла для мастил і/або високоякісні парафінові продукти, пропілен, етилен, лінійний алкіл-бензол та найвищої якості бензин (вільний від сірки) і дизельне паливо. У якості можливого варіанту суп утні продукти можуть включати 1гексен і кисневмісні вуглеводні, в основному етанол, метанол, ацетон і метил-етилові кетони. 22