BRPI0617347A2 - processo para a preparaÇço de um produto de hidrocarboneto a partir de um combustÍvel carbonÁceo sàlido - Google Patents

Abstract

PROCESSO PARA A PREPARAÇçO DE UM PRODUTO DE HIDROCARBONETO A PARTIR DE UM COMBUSTÍVEL CARBONÁCEO SàLIDO Processo para a preparação de um produto de hidrocarboneto a partir de um combustível carbonáceo sólido (8), o processo pelo menoscompreendendo as etapas de: (a) fornecer um combustível carbonáceo sólido (8) e uma corrente contendo oxigênio (9) a um queimador de um reator de gaseificação (10), em que um gás de transporte contendo CO~ 2~ (30, 32) é utilizado para o transporte do combustível carbonáceo sólido (8) para o queimador em que a relação de peso de CO~ 2~ para o combustível carbonáceo na etapa (a) é menor do que 0,5 em base seca; (b) parcialmente oxidar o combustível carbonáceo no reator de gaseificação, desse modo obtendo uma corrente gasosa pelo menos compreendendo CO, CO~ 2~ e H~ 2~ (11), (c) remover a corrente gasosa obtida na etapa (b) do reator de gaseificação; (d) opcionalmente converter por deslocamento (16) pelo menos parte da corrente gasosa obtida na etapa (c), desse modo obtendo uma corrente esgotada de CO, (e) submeter a corrente gasosa da etapa (c) e/ou a corrente esgotada de CO opcional da etapa (d) à uma reação Fischer-Tropsch para obter um produto de hidrocarboneto (24).

Description

"PROCESSO PARA A PREPARAÇÃO DE UM PRODUTO DEHIDROC ARBONETO A PARTIR DE UM COMBUSTÍVELCARBONÁCEO SÓLIDO"

A presente invenção diz respeito às melhorias relativas àutilização de carvão e outras cargas de alimentação hidrocarbonáceas pesadasnos processos Fischer-Tropsch.

O processo Fischer-Tropsch pode ser usado para a conversãode cargas de alimentação hidrocarbonáceas em hidrocarbonetos líquidos e/ousólidos. A carga de alimentação (por exemplo, gás natural, gás associado,metano em leito de carvão, biomassa, resíduos pesados de óleo, carvão) éconvertida em uma primeira etapa em uma mistura de hidrogênio e monóxidode carbono (essa mistura é muitas vezes referida como gás de síntese ousyngas). O gás de síntese é depois alimentado em um reator onde é convertidopor um catalisador adequado em temperatura e pressão elevadas emcompostos parafínicos variando de metano para moléculas de peso molecularelevado compreendendo até 200 átomos de carbono, ou, sob circunstânciasparticulares, ainda mais. Exemplos do processo Fischer-Tropsch são descritosnas, por exemplo, W0-A-02/02489, WO-A-01/76736, W0-A-02/07882, EP-A-510771 e EP-A-450861.

Numerosos tipos de sistemas de reator foram desenvolvidospara a realização da reação Fischer-Tropsch. Por exemplo, os sistemas dereator Fischer-Tropsch incluem reatores de leito fixo, especialmente reatoresde leito fixo multi-tubulares, reatores de leito fluidificado, tais como reatoresde leito fluidificado arrastados e reatores de leito fluidificado fixo, e reatores de leito de pasta fluida tais como colunas de bolha de pasta fluida trifásicos ereatores de leito submetido a ebulição.

Como mencionado acima, "carvão" e resíduos de óleo pesadossão exemplos de cargas de alimentação para o processo Fischer-Tropsch. Noentanto, existem muitos combustíveis fósseis sólidos que podem ser utilizadoscomo cargas de alimentação para o processo, incluindo os combustíveissólidos tais como antracita, lignita, carvão betuminoso, carvão sub-betuminoso, a lignita, coque de petróleo, turfa e similares. Todos tais tipos decombustíveis possuem diferentes níveis de 'qualidade', que é a proporção dehidrogênio e carbono e, assim como as substâncias consideradas como'impurezas', geralmente enxofre e compostos com base de enxofre,compostos contendo nitrogênio, cinza, metais pesados etc.

A gaseificação de combustíveis carbonáceos sólidos tais comocarvão é bem conhecida, e geralmente envolve moagem ou de outra maneiratrituração do combustível em um tamanho ou faixa de tamanho preferida,seguido pela reação do combustível com oxigênio em um gaseificador. Istocria a mistura de hidrogênio e monóxido de carbono referida como syngas ougás de síntese. Em muitos processos conhecidos, N2 é usado como um gás detransporte para transportar o carvão para o queimador do reator degaseificação. Um problema da utilização da N2 como um gás de transporte éque o N2, embora relativamente inerte, pode levar à redução indesejável daeficiência dos catalisadores a jusante. Além disso, a presença de nitrogênioexigirá mais volume de reator para efetuar a síntese Fischer-Tropsch namesma capacidade de produção, especialmente quando um reciclo de gás desíntese sobre o reator Fischer-Tropsch for usado.

A US-A-3976442 descreve um processo em que umcombustível carbonáceo sólido é transportado em um gás rico em CO2 paraum queimador de um reator de gaseificação pressurizado que opera ao redorde 50 bar. De acordo com os exemplos desta publicação um fluxo de carvão edióxido de carbono em uma relação de peso de CO2 para carvão de cerca de1,0 é fornecido na passagem anular do queimador anular em uma velocidadede 150 ft/s (45,72 m/s). O oxigênio é passado através da passagem central doqueimador em uma temperatura de 3OO0F (149°C) e uma velocidade de 250ft/s (76,2 m/s). A US-A-3976442 assim fornece um processo em que aoxidação parcial é executada em um reator pressurizado e em que a utilizaçãode nitrogênio como gás de transporte é evitada. No entanto, a utilização dedióxido de carbono no gás de transporte nunca foi praticada ou seriamenteconsiderada no intermédio de 30 anos. Isto foi provavelmente devido ao baixaeficiência de carbono do processo como divulgado por esta publicação. Abaixa eficiência do carvão para o gás de síntese no final das contas executaráa eficiência do processo total partindo do carvão até os produtos como obtidosdo processo Fischer-Tropsch.

E um objeto da presente invenção fornecer um processo tendo uma eficiência mais elevada.

Um ou mais dos objetos acima ou outros são alcançados pelapresente invenção por fornecer um processo para a preparação de um produtode hidrocarboneto a partir de um combustível carbonáceo sólido, o processopelo menos compreendendo as etapas de:

(a) fornecer um combustível carbonáceo sólido e uma correntecontendo oxigênio a um queimador de um reator de gaseificação, em que umgás de transporte contendo CO2 é utilizado para o transporte do combustívelcarbonáceo sólido para o queimador em que a relação de peso de CO2 para ocombustível carbonáceo na etapa (a) é menor do que 0,5 em base seca;

(b) parcialmente oxidar o combustível carbonáceo no reator degaseificação, desse modo obtendo uma corrente gasosa pelo menoscompreendendo CO, CO2 e H2;

(c) remover a corrente gasosa obtida na etapa (b) do reator de

gaseificação;

(d) opcionalmente converter por deslocamento pelo menosparte da corrente gasosa obtida na etapa (c), desse modo obtendo umacorrente esgotada de CO,

(e) submeter a corrente gasosa da etapa (c) e/ou a correnteesgotada de CO opcional da etapa (d) à uma reação Fischer-Tropsch paraobter um produto de hidrocarboneto.

Observou-se que mediante o uso da relação de pesorelativamente baixa de CO2 para o combustível carbonáceo na etapa (a)menos oxigênio é consumido durante o processo e uma maior seletividade ao monóxido de carbono e hidrogênio é alcançada quando comparado com oprocesso da US-A-3976442. Isto aumenta a eficiência total do processo deacordo com a presente invenção significativamente. Além disso, nãoutilizando nitrogênio como a gás carreador um volume mais baixo de gásinerte é fornecido à etapa Fischer-Tropsch (e), que é vantajoso porque os reatores de menor volume podem então ser aplicados. Uma outra vantagem éque o teor de CO2 na corrente gasosa é mais baixo do que na US-A-3976442.Isto é vantajoso pelas mesmas razões como para o nitrogênio. Além disso, évantajoso em uma forma de realização preferida da invenção em que odióxido de carbono é separado da corrente gasosa antes da etapa de execução(e). Nesta forma de realização menos dióxido de carbono deve ser removidoda corrente gasosa.

O termo combustível carbonáceo sólido pode ser qualquercombustível carbonáceo na forma sólida. Exemplos de combustíveiscarbonáceos sólidos são carvão, lignita, carvão betuminoso, coque de carvão, coque de petróleo, fuligem, biomassa e sólidos particulados derivados de xistooleaginoso, areias alcatroadas e breu. O carvão é particularmente preferido, epode ser de qualquer tipo, incluindo lignita, sub-betuminoso, betuminoso eantracita.

A corrente contendo CO2 fornecida na etapa (a) pode serqualquer corrente contendo CO2 adequada. De preferência a corrente contémpelo menos 80%, preferivelmente pelo menos 95% de CO2. Além disso, acorrente contendo CO2 é preferivelmente obtida a partir de uma etapa deprocessamento a jusante como será debatido abaixo.

Como a pessoa versada na técnica está familiarizada com ascondições adequadas para parcialmente oxidar um combustível carbonáceodesse modo obtendo gás de síntese, estas condições aqui ainda não sãodebatidas.

Preferivelmente, a corrente contendo C02 suprida na etapa (a)é fornecida em uma velocidade menor do que 20 m/s, de preferência de 5 a 15m/s, mais preferivelmente de 7 a 12 m/s. Além disso, é preferível que o CO2 eo combustível carbonáceo sejam fornecidos como uma única corrente, depreferência em uma densidade de 300 a 600 kg/m3, preferivelmente de 350 a500 kg/m , mais preferivelmente de 375 a 475 kg/m .

De acordo com uma forma de realização preferida do processoda presente invenção, a relação de peso de CO2 para o combustívelcarbonáceo na etapa (a) está na faixa de 0,12 a 0,49, preferivelmente abaixode 0,40, mais preferivelmente abaixo de 0,30, ainda mais preferivelmenteabaixo de 0,20 e o mais preferível entre 0,12 a 0,20 em uma base seca.

De acordo com o processo da invenção a corrente gasosaobtida na etapa (c) especialmente compreenderá de 1 a 10% em mol de CO2,de preferência de 4,5 a 7,5% em mol de CO2 em uma base seca.

Da mesma forma, é preferível que a corrente gasosa comoobtida na etapa (c) seja ainda processada. De preferência a corrente gasosacomo obtida na etapa (c) é submetida a uma lavagem úmida opcionalmenteprecedida por uma remoção de sólidos secos.

Na etapa (d) opcional, a corrente gasosa, obtida na etapa (c), éconvertida por deslocamento transformando o CO pelo menos parcialmenteem CO2, dessa forma obtendo-se uma corrente exaurida de CO. A reação dedeslocamento é especialmente preferida quando na etapa (e) um catalisadorcom base em cobalto for utilizado. Quando se usa um tal catalisador umaumento na relação molar de hidrogênio para CO é desejado. Isto ocorreporque a relação de H2/CO no syngas formado por gaseificação da maioriados tipos de combustíveis carbonáceos aqui definidos é geralmente cerca deou menor do que 1, e é comumente cerca de 0,3 a 0,6 para o syngas derivadode carvão, e 0,5 a 0,9 syngas derivado de resíduos pesados. É possível utilizaruma tal relação de H2/CO em um processo Fischer-Tropsch que utiliza umcatalisador Fischer-Tropsch com base em ferro, embora os processos com base em ferro são conhecidos os quais operam com relações de H2/CO maiselevadas. Para ditos processos com base em ferro a etapa (d) pode, portanto,ser omitida.

Se a etapa (d) for executada é preferível chegar a uma relaçãode H2/CO da corrente exaurida de CO de entre 1,4 e 1,95, preferivelmente maior do que 1,5, mais preferivelmente na faixa de 1,6 a 1,9, e mais aindapreferivelmente na faixa de 1,6 a 1,8.

A reação de conversão por deslocamento com água comoexecutada na etapa (d) é bem conhecida na técnica. Geralmente, a água,geralmente sob a forma de vapor, é misturada com a corrente gasosa para formar o dióxido de carbono e hidrogênio. O catalisador utilizado pode serqualquer um dos catalisadores conhecidos para uma tal reação, incluindoferro, cromo, cobre e zinco. O óxido de cobre e zinco é um catalisador dedeslocamento conhecido. Uma fonte muito adequada para a água requerida nareação de deslocamento é a água do produto produzida na reação Fischer- Tropsch. Preferivelmente esta é a fonte principal, por exemplo, pelo menos80% é derivada do processo Fischer-Tropsch, preferivelmente pelo menos90%, mais preferivelmente 100%. Assim, a necessidade de uma fonte de águaexterna é minimizada.

A reação de conversão de deslocamento com água catalítica da etapa (d) fornece um hidrogênio enriquecido, muitas vezes altamenteenriquecido, syngas, possivelmente tendo um relação de H2/CO acima 3, maisadequadamente acima de 5, preferivelmente acima de 7, mais preferivelmenteacima de 15, possivelmente 20 ou mesmo acima.

De modo a alcançar a relação desejada de H2/CO para executara etapa (e) é preferível realizar a etapa (d) apenas em parte da corrente gasosaobtida na etapa (b). Nesta forma de realização preferida a corrente gasosa daetapa (b) é dividida em pelo menos duas sub-correntes, uma das quais passapela etapa (d) para obter uma primeira corrente exaurida de CO. Esta primeiracorrente exaurida de CO é combinada com a segunda sub-corrente paraformar uma segunda corrente exaurida de CO.

Se desejável ou necessário, uma ou mais das sub-correntes quenão são submetidas à etapa (d) poderiam ser utilizadas para outras partes doprocesso em vez de serem combinadas com as sub-corrente(s) convertida(s).De preferência parte de tais sub-correntes é para a geração de vapor ou força.

O hidrogênio é preferivelmente preparado da parte de umacorrente exaurida de CO, mais preferivelmente da primeira corrente exauridade CO. O hidrogênio é preferivelmente preparado em uma unidade deAdsorção por Oscilação de Pressão (PSA), uma unidade de separação de membrana ou combinações destes. O hidrogênio fabricado desta forma podedepois ser utilizado como a fonte de hidrogênio no hidrocraqueamento dosprodutos de hidrocarboneto como produzidos na etapa (e). Esta disposiçãoreduz ou mesmo elimina a necessidade de uma fonte separada de hidrogênio,por exemplo, de um fornecimento externo, o que é de outra maneira comumente utilizado onde disponível.

A divisão da corrente gasosa da etapa (b) nas sub-correntespode ser de tal modo como para criar qualquer relação de H2/CO desejadaseguinte à sua recombinação. Qualquer grau ou quantidade de divisão épossível. Onde a corrente gasosa da etapa (b) for dividida em duas sub-correntes, a divisão nas sub-correntes pode ser no intervalo de 80:20 a 20:80,em volume, de preferência de 70:30 a 30:70 em volume, dependendo darelação de H2/CO final desejada. Simples análise das relações de H2/CO nasegunda corrente exaurida de CO e conhecimento da relação desejada permitefácil cálculo da divisão. No caso de que um corrente está para ser utilizadacomo alimento para, por exemplo, um segundo estágio de um processoFischer-Tropsch na etapa (e), esta corrente geralmente será estará entre 10 e50%, de preferência entre 20 e 35% da primeira corrente exaurida de CO.

A simples capacidade de alterar o grau de divisão nas sub-correntes também fornece um simples, mas eficaz, meio de acomodar avariação na relação de H2/CO na corrente gasosa como obtida na etapa (b) emque as variações são principalmente devido à variação na qualidade da cargade alimentação. Com qualidade da carga de alimentação aqui significaespecialmente o teor de hidrogênio e carbono do combustível original, porexemplo, o 'grau' de carvão. Certas qualidades de carvão geralmente tendoum teor de carbono mais elevado, após a gaseificação do carvão, fornecerãouma maior produção de monóxido de carbono, e assim uma relação de H2/COmais baixa. No entanto, usando outras qualidades de carvão significa removermais contaminantes ou partes indesejadas do carvão, tais como cinzas eenxofre e compostos com à de enxofre. A capacidade de mudar o grau dedivisão da corrente de syngas derivada de combustível nas sub-correntespermite o processo utilizar uma variedade de cargas de alimentação decombustível, geralmente carvão 'em estado natural', sem qualquer re-plenejamento significativo do processo ou equipamento para acomodar avariação esperada ou inesperada em tais carvões.

Preferivelmente o processo ainda compreende a etapa desubmeter a corrente exaurida de CO como obtida na etapa (d) a um sistema derecuperação de CO2, assim obtendo uma corrente rica em CO2 e uma correntepobre em CO2 e em que a corrente pobre em CO2 é utilizada na etapa (e). Acorrente rica em CO2 é de preferência parcialmente usada como o gás detransporte contendo CO2 na etapa (a).

O sistema de recuperação de CO2 é preferivelmente umsistema de remoção de dióxido de carbono/sulfeto de hidrogênio combinado,preferivelmente em que o sistema de remoção utilize um processo solventefísico. A recuperação de CO2 pode ser executada na corrente gasosa obtida naetapa (b), nas sub-correntes como obtidas a partir da corrente gasosa da etapa(b) ou na segunda corrente exaurida de CO combinada. Preferivelmente arecuperação de CO2 é realizada após executar a etapa (d). Maispreferivelmente a recuperação de CO2 da sub-corrente, em que a corrente nãoestá sendo submetida à etapa (d), é realizada separadamente da recuperaçãode CO2 a partir da primeira corrente exaurida de CO antes de ditas correntesserem combinadas.

O sistema de remoção da recuperação de CO2 pode envolveruma ou mais unidades de remoção. De preferência, pelo menos uma talunidade está localizada a jusante da etapa (e), em que o CO2 é removido dogás extraído como separado do produto de hidrocarboneto como obtido naetapa (e).

É preferível remover pelo menos 80% em vol, de preferênciapelo menos 90% em vol, mais preferivelmente pelo menos 95% em vol e nomáximo 99,5% em vol, do dióxido de carbono presente na corrente exauridade CO. Isso evita o acúmulo de inertes no processo Fischer-Tropsch da etapa(e). O CO2 é preferivelmente utilizado na etapa (a). Excesso de CO2 épreferivelmente armazenado em reservatórios subterrâneos ou maispreferivelmente utilizado para recuperação intensificada de óleo ou gás ourecuperação intensificada de metano em leito de carvão.

Em uma escala industrial existem essencialmente duascategorias de solventes absorventes, dependendo do mecanismo para absorveros componentes ácidos: solventes químicos e solventes físicos. Cada solventepossui suas próprias vantagens e desvantagens quanto aos aspectos comocarga, cinéticos, capacidade de regeneração, seletividade, estabilidade,capacidade de corrosão, requisitos de calor/esfriamento etc.

Os solventes químicos que provaram ser úteis industrialmentesão alcanolaminas derivadas de aminas primárias, secundárias e/ou terciárias.As aminas mais freqüentemente usadas são derivadas de etanolamina,especialmente monoetanol amina (MEA), dietanolamina (DEA),trietanolamina (TEA), diisopropanolamina (DIPA) e metildietanolamina(MDEA).

Os solventes físicos que provaram ser adequadosindustrialmente são ciclo-tetrametilenossulfona e seus derivados, amidas deácido alifático, N-metilpirrolidona, pirrolidonas N-alquiladas e as piperidonascorrespondentes, metanol, etanol e misturas de dialquiléteres de polietilenoglicol.

Um processo comercial bem conhecido utiliza uma misturaaquosa de um solvente químico, especialmente DIPA e/ou MDEA, e umsolvente físico, especialmente ciclotetrametileno-sulfona. Tais sistemasmostram boa capacidade de absorção e boa seletividade contra custosmoderados de investimento e custos operacionais. Eles desempenham muitobem em altas pressões, especialmente entre 20 e 90 bar abs.

O processo de absorção física é preferível e é bem conhecidoao homem versado na técnica. Referência pode ser feita a, por exemplo,Perry, Chemical Engineerings1 Handbook, Chapter 14, Gas Absorption. Oabsorvente líquido no processo de absorção física é adequadamente metanol,etanol, acetona, éter dimetílico, éter metil i-propílico, polietileno glicol ouxileno, de preferência metanol. Este processo se baseia em dióxido decarbono e sulfeto de hidrogênio sendo altamente solúveis sob pressão nometanol e, em seguida, sendo prontamente liberável da solução quando apressão for reduzida como ainda debatido abaixo. Este sistema de alta pressãoé preferível devido a sua eficácia, embora outros sistemas de remoção taiscomo usando aminas sejam conhecidos. O processo de absorção física édevidamente realizado em baixas temperaturas, de preferência entre -60°C e0°C, preferencialmente entre -30 e -10°C.

O processo de absorção física é realizado mediante o contatoda corrente de produtos leves em um fluxo ascendente contra-corrente com oabsorvente líquido. 0 processo de absorção é preferivelmente realizado emum modo contínuo, no qual o absorvente líquido é regenerado. Este processode regeneração é bem conhecido ao homem versado na técnica. O absorventelíquido carregado é adequadamente regenerado pela liberação de pressão (porexemplo, uma operação cintilante) e/ou aumento de temperatura (porexemplo, um processo de destilação). A regeneração é adequadamenterealizada em duas ou mais etapas, de preferência de 3 a 10 etapas,especialmente uma combinação de uma ou mais etapas cintilantes e umaetapa de destilação.

A regeneração de solvente a partir do processo também éconhecida na técnica. Preferivelmente, a presente invenção envolve uma torrede regeneração de solvente integrada. Outras condições de processo são, porexemplo, descritas nas DE-A-2610982 e DE-A-4336790.

Preferivelmente tanto a corrente gasosa quanto a correnteexaurida de CO é submetida a um ou mais outros sistemas de remoção antesde usar dita corrente na etapa (e). Estes sistemas de remoção podem serunidades de conservação ou lavagem, como auxílio ou suporte para o sistemade remoção de CO2/H2S, ou para ajudar na redução e/ou remoção de outroscontaminantes tais como HCN, NH3, COS e H2S, metais, carbonilas, hidretosou outros contaminantes vestigiais.

A etapa (e) compreende a síntese Fischer-Tropsch bemconhecida. A síntese Fischer-Tropsch é bem conhecida para aqueles versadosna técnica e envolve a síntese de hidrocarbonetos de uma mistura gasosa dehidrogênio e monóxido de carbono, mediante o contato desta mistura emcondições de reação com um catalisador Fischer-Tropsch.

Os produtos da síntese Fischer-Tropsch podem variar demetano para ceras parafínicas pesadas. Preferivelmente, a produção demetano é minimizada e uma parte substancial dos hidrocarbonetos produzidostêm um comprimento de cadeia de carbono de pelo menos 5 átomos decarbono. De preferência, a quantidade de hidrocarbonetos C5+ é pelo menos60% em peso do produto total, mais preferivelmente, pelo menos 70% empeso, ainda mais preferivelmente, pelo menos 80% em peso, o mais preferívelpelo menos 85% em peso. Os produtos de reação que são de fase líquida sobcondições reação podem ser produtos de fase gasosa fisicamente separadostais como hidrocarbonetos leves e a água pode ser removida utilizando meiosadequados conhecidos da pessoa versada na técnica.

Os catalisadores Fischer-Tropsch são conhecidos na técnica, etipicamente incluem um componente de metal do Grupo VIII, preferivelmentecobalto, ferro e/ou rutênio, mais preferivelmente ferro e cobalto. A sínteseFischer-Tropsch pode ser realizada em uma reator multi-tubular, um regimede fase de pasta fluida ou um regime de leito em ebulição, em que aspartículas catalisadoras são mantidas em suspensão por uma velocidade degás e/ou líquido superficial ascendente.

Em uma forma de realização preferida da invenção a etapa (e)é executada por uma reação de síntese Fischer-Tropsch catalisada por ferro.Mais preferivelmente a reação é executada em um reator de fase de pastafluida ou em um regime de leito em ebulição. A síntese Fischer-Tropsch combase em ferro é vantajosa porque um etapa (d) pode ser omitida ou poderá seraplicada apenas para uma pequena corrente lateral para se preparar ohidrogênio. Exemplos de catalisadores com base em ferro e processos são oprocesso Sasol comercial como operado na África do Sul e aqueles descritosem, por exemplo, US-A-20050203194, US-A-20050196332, US-B-6976362,US-B-6933324 e EP-A-1509323. Em um caso o catalisador com base emcobalto é usado para produzir um produto de cera Fischer-Tropsch muitopesado que foi observado ser desejável para utilizar em um reator multi-tubular.

Tipicamente, os catalisadores compreendem um carreador decatalisador. O carreador de catalisador é preferivelmente poroso, tal como umóxido refratário inorgânico poroso, mais preferivelmente alumina, sílica,titânia, zircônia ou suas misturas.

A quantidade ideal de metal cataliticamente ativo presente nocarreador depende, inter alia, do metal cataliticamente ativo específico.Tipicamente, a quantidade de cobalto presente no catalisador pode variar de 1a 100 partes em peso por 100 partes em peso de material carreador,preferivelmente de 10 a 50 partes em peso por 100 partes em peso do materialcarreador.

O metal cataliticamente ativo pode estar presente nocatalisador juntamente com um ou mais promotores ou co-catalisadores demetal. Os promotores podem estar presentes como metais ou como o óxidometálico, dependendo do promotor particular envolvido. Os promotoresadequados incluem óxidos de metais dos Grupos IIA, IIIB, IVB, VB, VIBe/ou VIIB da Tabela Periódica, óxidos dos lantanídeos e/ou dos actinídeos.

Preferivelmente, o catalisador compreende pelo menos um de um elemento nogrupo IVB, VB e/ou VIIB da Tabela Periódica, em particular titânio, zircônio,manganês e/ou vanádio. Como uma alternativa ou além do promotor de óxidometálico, o catalisador pode compreender um promotor de metal selecionadodos Grupos VIIB e/ou VIII da Tabela Periódica. Os promotores de metalpreferidos incluem rênio, platina e paládio.

Referência aos "grupos" e à "Tabela Periódica" como aquiusados referem-se à "forma anterior IUPAC" da Tabela Periódica tal comoaquela descrita nos 68" edição do Handbook of Chemistry and Physics (CPCPress).

Um catalisador mais adequado compreende cobalto como ometal cataliticamente ativo e zircônio como um promotor. Um outrocatalisador mais adequado compreende cobalto como o metal cataliticamenteativo e manganês e/ou vanádio como um promotor.O promotor, se presente no catalisador, está tipicamentepresente em uma quantidade de 0,1 a 60 de partes em peso por 100 partes empeso de material carreador. Será, no entanto, observado que a quantidade idealdo promotor pode variar para os respectivos elementos que atuam comopromotor. Se o catalisador compreende cobalto como o metal cataliticamenteativo e manganês e/ou vanádio como promotor, a relação atômica de cobalto :(manganês + vanádio) é vantajosamente pelo menos 12:1.

A síntese Fischer-Tropsch é preferivelmente realizado a umatemperatura na faixa de 125 a 350°C, mais preferivelmente de 175 a 275°C, omais preferível de 200 a 260°C. A pressão de preferência varia de 5 a 150 barabs., mais preferivelmente de 5 a 80 bar abs.

A etapa (e) pode ser um processo de único estágio oumúltiplos estágios, cada estágio tendo um ou mais reatores. Em um processode múltiplos estágios, a sub-corrente de conversão enriquecida comhidrogênio pode ser combinada com syngas antes de um ou mais dos estágios,direta ou indiretamente. Diferentes tipos de catalisador podem ser utilizadosem diferentes estágios. Por exemplo, o primeiro estágio pode ser executadocom um catalisador com base em cobalto e o segundo estágio com umcatalisador com base em ferro. Desta maneira o uso é feito no segundo estágiodo gás de síntese não-convertido do primeiro estágio tendo uma relação deH2/CO mais baixa.

A Figura 1 é um diagrama de fluxo que ilustra principalmentea parte de gaseificação do processo de acordo com a invenção.

A Figura 2 é um diagrama de fluxo de uma primeiradisposição para o método da presente invenção, e

A Figura 3 é um diagrama de fluxo de uma segunda disposiçãodo método da presente invenção.

A Figura 1 mostra esquematicamente um esquema de bloco doprocesso de acordo com a presente invenção. Por simplicidade, as válvulas eoutros aspectos auxiliares não são mostrados. O sistema compreende: umsistema de fornecimento de combustível carbonáceo (F)5 um sistema degaseificação (G) em que um processo gaseificação ocorre para produzir umacorrente gasosa de um gás de síntese contendo produto intermédio; e umsistema a jusante (D). Uma via de processo se estende através do sistema defornecimento de combustível Feo sistema à jusante D através do sistema degaseificação G.

Na forma de realização descrita o sistema de fornecimento decombustível F compreende um depósito ecluso 2 e um deposito alimentadordo mecanismo alimentador 6. O sistema de gaseificação G compreende umreator gaseificação 10. O sistema de fornecimento de combustível éorganizado para passar o combustível carbonáceo ao longo da via do processopara dentro do reator de gaseificação 10. O sistema a jusante D compreendeuma unidade de remoção de sólidos secos opcional 12, um purificador úmidoopcional 16, um reator da conversão por deslocamento opcional 18, umsistema de recuperação de CO2 22, e um reator de síntese Fischer-Tropsch 24.Os detalhes preferidos destes aspectos serão fornecidos em seguida.

O depósito ecluso 2 é fornecido para canalizar o combustívelcarbonáceo sólido seco, de preferência na forma de particulados finos decarvão, a partir de uma primeira pressão sob a qual o combustível éarmazenado, para uma segunda pressão onde a pressão é mais elevada do quena primeira pressão. Geralmente a primeira pressão é a pressão natural decerca de 1 atmosfera, enquanto a segunda pressão excederá a pressão sob aqual o processo gaseificação ocorre.

Em um processo de gaseificação, a pressão pode ser maiselevada do que 10 atmosferas. Em um processo de gaseificação na forma deum processo de combustão parcial, a pressão pode estar entre 10 e 90atmosferas, de preferência entre IOe mais elevado do que 70 atmosferas, maispreferivelmente 30 e 60 atmosferas.O termo particulados finos destina-se a incluir pelo menos osparticulados pulverizados tendo uma distribuição de tamanho de partícula demodo que pelo menos cerca de 90% em peso do material seja menor do que90 μm e o teor de umidade está tipicamente entre 2 e 12% em peso, epreferivelmente menor do que cerca de 8%, mais preferivelmente menor doque 5%, em peso.

O depósito ecluso 2 descarrega dentro do depósito domecanismo alimentador 6 através de uma abertura de descarga 4, para garantiruma taxa de alimentação contínua de combustível para o reator degaseificação 10. A abertura de descarga 4 é preferivelmente fornecida em umcone de descarga, que no presente caso é fornecido com um sistema deaeração 7 para arejar o conteúdo de sólido seco do depósito ecluso 2.

O depósito do mecanismo alimentador 6 é disposto paradescarregar o combustível através da linha transportadora 8 para um ou maisqueimadores fornecidos no reator de gaseificação 10. Tipicamente, o reator degaseificação 10 terá queimadores em posições diametralmente opostas, masisso não é uma exigência da presente invenção. A linha 9 se conecta a um oumais queimadores para um fornecimento de uma corrente contendo oxigênio(por exemplo, O2 ou ar substancialmente puro). O queimador épreferivelmente um queimador co-anular com uma passagem para um gáscontendo oxigênio e uma passagem para o combustível e o gás de transporte.

O gás contendo oxigênio preferivelmente compreende pelo menos 90% emvolume de oxigênio. Nitrogênio, dióxido de carbono e argônio sendoadmissíveis como impurezas. O oxigênio substancialmente puro é preferível,tal como preparado por uma unidade de separação de ar (ASU). Vapor podeestar presente no gás contendo oxigênio quando passa pela passagem doqueimador. A relação entre oxigênio e vapor é preferivelmente de 0 a 0,3partes em volume de vapor por parte em volume de oxigênio. Uma mistura docombustível e oxigênio da corrente contendo oxigênio é depois reagida emuma zona de reação no reator de gaseificação 10.

A reação entre o combustível carbonáceo e o fluido contendooxigênio ocorre no reator gaseificação 10, produzindo uma corrente gasosa degás de síntese contendo pelo menos CO, CO2 e H2. A geração de gás desíntese ocorre mediante a combustão parcial do combustível carbonáceo emuma temperatura relativamente elevada em alguma parte entre IOOO0C a2000°C e com uma pressão em uma faixa de cerca de 1 a 70 bar. Escórias eoutros sólidos fundidos podem ser descarregados do reator de gaseificaçãoatravés da linha 5, após o que ele pode ser ainda processado para eliminação.

O depósito do mecanismo alimentador 6 preferivelmentepossui múltiplas saídas de descarga do depósito do mecanismo alimentador,cada saída estando em comunicação com pelo menos um queimadorassociado com o reator. Tipicamente, a pressão dentro do depósito domecanismo alimentador 6 excede a pressão dentro do reator 9, a fim defacilitar a injeção de carvão em pó no reator.

A corrente gasosa de gás de síntese deixa o reator degaseificação 10 através da linha 11 no topo, onde é esfriada. O esfriamentopode ser executado pelo contato direto do gás quente com água em uma assimchamada extinção com água. Alternativamente um refrigerador de syngas(não mostrado) pode ser fornecido a jusante do reator de gaseificação 10 parater um pouco ou mais do calor recuperado para a geração de, por exemplo,vapor em alta pressão. Eventualmente, o gás de síntese entra no sistema ajusante D em uma seção da trajetória a jusante da via do processo, em que aunidade de remoção de sólidos secos 12 é opcionalmente disposta.

A unidade de remoção de sólidos secos 12 pode ser dequalquer tipo, incluindo o tipo ciclone. Na forma de realização da Fig. 1, queé fornecida na forma de uma unidade de filtro de vela cerâmica preferidacomo por exemplo descrito na EP-A-551951. A linha 13 está emcomunicação de fluido com a unidade de filtro de vela cerâmica para fornecerum pulso de pressão do gás de refluxo em intervalos de tempo de modo asoprar o material sólido seco que tem se acumulado sobre as velas cerâmicaspara longe das velas cerâmicas. O material sólido seco é descarregado daunidade de remoção de sólidos secos através da linha 14 de onde é ainda processado antes da eliminação.

Adequadamente, o gás de refluxo para o pulso de pressão dogás de refluxo é pré-aquecido em uma temperatura entre 200°C e 260°C, depreferência ao redor de 225°C, ou qualquer temperatura perto da temperaturaprevalecente no interior da unidade de remoção de sólidos secos 12. O gás de refluxo é preferivelmente tamponado para atenuar os efeitos da pressãofornecida quando o sistema de refluxo for ativado.

A corrente gasosa filtrada 15, agora substancialmente livre desólidos secos, progride ao longo da seção do caminho a jusante da via doprocesso através do sistema a jusante, e é alimentada, opcionalmente atravésdo purificador úmido 16 e reator de conversão por deslocamento opcional 18,para o sistema de recuperação de CO2 22. O sistema de recuperação de CO222 funciona mediante a divisão da corrente gasosa em uma corrente rica emCO2 e um corrente pobre em CO2 (mas rico em CO e H2). O sistema derecuperação de CO2 possui uma saída 21 para descarregar a corrente rica em CO2 e uma saída 23 para descarregar a corrente pobre em CO2 na via doprocesso. A saída 23 está em comunicação com o reator de síntese Fischer-Tropsch 24, onde a corrente rica de CO e H2 (mas pobre em CO2)descarregada pode ser submetida à reação Fischer-Tropsch.

Uma realimentação da linha 27 é fornecida para levar um gás de realimentação do sistema a jusante D para as entradas de realimentaçãoque fornecem acesso a um ou mais de outros pontos na via do processo que sesituam a montante da saída 21, adequadamente através de uma ou mais linhasde ramificação 7, 29 , 30, 31, 32 cada uma estando em comunicação com alinha 27.As linhas de refluxo podem ser fornecidas na saída dogaseificador e na entrada do refrigerador de syngas opcional. Tais linhas derefluxo, embora presentemente não mostradas na Fig. 1, devem servir para ofornecimento de gás de refluxo para limpeza dos depósitos locais. A linha 27está em comunicação com saída 21, para conseguir que o gás derealimentação contenha o CO2 da corrente rica em CO2. O excesso de gás ricoem C02pode ser removido do ciclo através da linha 26.

Um compressor 28 pode opcionalmente ser fornecido na linha27 para geralmente ajustar a pressão do gás de realimentação. Também épossível ajustar localmente a pressão em uma ou mais das linhas ramificadas,se necessário, ou pela redução de pressão ou pela compressão (outra). Umaoutra opção é fornecer duas ou mais linhas de realimentação paralelas a seremmantidas em pressões mutuamente diferentes usando compressão em cadauma das linhas de realimentação paralelas. A opção mais atraente vaidepender do consumo relativo.

Deste modo uma fonte separada de gás comprimido para levargás adicional dentro da via do processo é evitada. Tipicamente na técnicaanterior, o nitrogênio é utilizado, por exemplo, como o gás carreador paralevar o combustível ao e dentro do reator de gaseificação 10, ou como o gásde refluxo na unidade de remoção de sólidos secos 12 ou como gás deexpurgo ou gás de aeração em outros lugares. Isto desnecessariamente trazcomponentes inertes para dentro da via do processo, o que afeta adversamentea eficiência do reator de síntese Fischer-Tropsch.

Uma ou mais entradas de gás de realimentação sãopreferivelmente fornecidas no sistema de fornecimento de combustível taisque em operação uma mistura compreendendo o combustível carbonáceo e ogás de realimentação é formada. Deste modo um fluxo de entrada docombustível carbonáceo com um gás carreador contendo o gás derealimentação pode ser formado na linha transportadora 8 para alimentar oreator de gaseificação 10. Exemplos podem ser observados na forma derealização da Fig. 1, onde as linhas ramificadas 7 e 29 descarregam dentro dodepósito ecluso 2 para pressurizar o depósito ecluso 2 e/ou arejar seuconteúdo, a linha de ramificação 32 descarrega dentro da depósito domecanismo alimentador 6 para opcionalmente arejar o seu conteúdo, e a linhade ramificação 30 alimenta o gás de realimentação para dentro da linhatransportadora 8.

O gás de realimentação é preferivelmente levado para dentroda via do processo através de um ou mais tampões de metal sintetizados, quepode, por exemplo, ser montado na seção cônica do depósito ecluso 2. Nocaso da linha transportadora 8, o gás de realimentação pode ser diretamenteinjetado.

Além ou ao invés de uma ou mais entradas de gás derealimentação podem ser fornecidas na unidade de remoção de sólidos secos12 onde podem ser utilizadas como gás de refluxo.

Novamente além ou ao invés de uma ou mais entradas de gásde realimentação podem ser fornecidas na forma de entradas de corrente deexpurgo para injetar uma parte do expurgo do gás de realimentação na via doprocesso para soprar os acumulados de sólidos secos, tais como cinzas, devolta para dentro da corrente gasosa.

O sistema de recuperação de CO2 22 pode alternativamente sersituado a montante, a jusante ou a montante e a jusante do reator de sínteseFischer-Tropsch 24.

É observado que as entradas de realimentação podem serconectadas a um fornecimento de gás externo, por exemplo, para aalimentação de CO2 ou N2 ou outro gás adequado durante uma fase de iníciodo processo. Quando uma quantidade suficiente de syngas está sendoproduzida, a entrada de realimentação pode então ser ligada na saída dispostapara descarregar o gás de realimentação contendo CO2 da corrente rica emCO2 internamente produzida. Preferivelmente o nitrogênio é utilizado comogás externo para o início do processo. Nas situações de início nenhum dióxidode carbono será prontamente disponível. Quando a quantidade de dióxido decarbono como recuperada da corrente gasosa preparada na etapa (b) forsuficiente a quantidade de nitrogênio pode ser reduzida a zero. O nitrogênio éadequadamente preparado em uma assim chamada unidade de separação de arcuja unidade também prepara a corrente contendo oxigênio da etapa (a).

Recorrendo à Figura 2, é mostrado um processo para a síntesede hidrocarbonetos a partir do carvão. Este começa com a gaseificação em umreator de gaseificação 203 do carvão 201 com oxigênio 202 para formar umacorrente de syngas 204, seguido pela remoção de sólidos tais como escória efuligem e afins em uma etapa 205. A etapa 205 é uma representaçãoesquemática da saída de escórias 5, da unidade de remoção de sólidos secos12 e do purificador 16 da Figura 1, em que outra linha 204 corresponde àlinha 11 da Figura 1. A corrente de syngas 206 é depois dividida em duascorrentes 207 e 208. A corrente 208 é uma corrente de 'desvio', que passaatravés de um sistema de remoção de CO2/H2S 213 seguido por um ou maisleitos de proteção e/ou unidades de limpeza 215 para fornecer um sub-corrente limpa 217. As unidades 215 servem como apoio ou suporte aosistema de remoção CO2/H2S 213, ou para ajudar na redução e/ou remoção deoutros contaminantes tais como HCN, NH3, COS e H2S.

A outra corrente 207 de syngas passa em uma unidade dedeslocamento ácida 209 para sofrer uma reação de conversão pordeslocamento com água catalítica em que a relação de H2/CO ésignificativamente aumentada, opcionalmente em uma maneira conhecida natécnica. A corrente de gás da unidade de deslocamento ácida depois pelamesma ou similar remoção de CO2/H2S na unidade 212, seguido pelosmesmos ou similares leitos de proteção 214 como a corrente de syngas 208.

Uma primeira corrente exaurida de CO 216 é obtida. O dióxido de carbonoquando separado pode ser alimentado na linha de descarga de dióxido decarbono 211. Pelo menos parte 230 do C02 é usada como gás de transporte eo excesso de CO2 229 pode ser utilizado para outros fins, por exemplo, comomostrado acima com referência à Figura 1.

A primeiro corrente de syngas exaurida de CO 216 pode serrecombinada através da corrente 219 com a sub-corrente de syngas limpa nãoconvertida 217 no caso do processo Fischer-Tropsch ser um processo combase em catalisador de cobalto. No caso de um processo Fischer-Tropsch combase em ferro a primeira corrente exaurida de CO 216 não precisa necessariamente ser combinada. Em vez da corrente 216 pode ser usado comoalimentação 220 para uma unidade de purificação de hidrogênio 222 da qualas correntes de hidrogênio purificadas 223 e 224 são descarregadas. Umasegunda corrente exaurida de CO 218 é utilizada como alimento para osistema de reator Fischer-Tropsch 221, que pode envolver um ou mais reatores ou unidades em um ou mais estágios. No sistema 221 um produto dehidrocarboneto 225 é obtido que pode ser ainda processado na unidade deatualização 226 para obter entre outros produtos um destilado intermediário,como querosene e óleo de gás. A unidade 226 pode envolver cintilação,destilação, hidrogenação e hidroconversão, como hidrocraqueamento,hidroisomerização e retirada de cera catalítica. O gás extraído Fischer-Tropsch 228 será obtido do qual o dióxido de carbono pode ser isolado.

O hidrogênio 223 e 224 como preparado na unidade 222 podeser utilizado na síntese Fischer-Tropsch e preferivelmente nas várias etapas dehidroprocessamento da unidade 226.

A Figura 3 mostra um processo semelhante à Figura 2. Noentanto, no processo mostrado na Figura 3, a unidade de remoção de CO2ZH2S307 fornece a limpeza de CO2ZH2S da corrente de syngas 306 antes da divisãoem correntes 311 e 310. Após a unidade de remoção de CO2ZH2S 307 os leitosde proteção 309, a corrente de syngas é então dividida em 311 e 310, tal que acorrente 310 passa diretamente em direção ao sistema Fischer-Tropsch 319.Enquanto isso, a outra corrente de syngas dividida 311 sofre uma conversãode deslocamento suave 312, seguido pela subseqüente limpeza de CO2/H2S314, que não necessita de tratamento para o H2S. A corrente de deslocamentosuave convertida 315 (primeira corrente exaurida de CO) pode depois ser totalou substancialmente combinada com a corrente de desvio não convertida 318que entra no sistema Fischer-Tropsch 319 com uma relação de H2/COintensificada como desejado para reações Fischer-Tropsch com base emcobalto. No caso de um processo Fischer-Tropsch com base em ferro 319 alinha 316 pode ser omitida como explicado acima.

Como a Figura 2, uma parte ou toda a primeira correnteexaurida de CO 317 pode ser fornecida a uma unidade de purificação dehidrogênio 320 para produzir hidrogênio 321 e 322. As referênciasremanescentes da Figura 3 possuem o significado das respectivas referênciasda figura 2 como se segue: 304 é como 204; 305 é como 205; 325 é como225; 323 é como 226; 326 é como 227; 324 é como 228; 308 é como 211; 327é como 229; 328 é como 230.

A invenção será ilustrada pelo exemplo que segue.

Exemplo 1

A seguinte Tabela I ilustra, em um alinhamento comomostrado e descrito com referência à Fig. 1, o efeito da utilização de CO2 dosistema de recuperação de CO2 22 para alimentação de carvão e propósitos derefluxo, em lugar de nitrogênio, na composição de gás de síntese. Acapacidade do gás de síntese (CO e H2) foi de 72600 NM3/h, mas qualqueroutra capacidade também servirá. A coluna central fornece a composição dogás de síntese que sai do purificador úmido 16 quando o gás de realimentaçãorico em CO2 do sistema de recuperação de CO2 22 for utilizado para aalimentação de carvão dentro do reator de gaseificação 10, e refluxo daunidade de remoção de sólidos secos 12. A coluna da direita fornece umareferência onde o N2 foi utilizado em lugar do gás de realimentação.

Tabela I: composição (em % em peso)

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Como pode ser visto, o teor de nitrogênio no gás de síntese édiminuído em mais de um fator de dez utilizando a invenção em relação àreferência. O teor de CO2 aumentou um pouco em relação à referência, masisto é considerado como sendo de menor importância em relação à vantagemde reduzir o teor de nitrogênio porque o CO2 não sobrecarregar a reação desíntese Fischer-Tropsch tanto quanto o nitrogênio. Além disso, o C02 serásempre parte da composição do gás de síntese, especialmente após executaruma reação de deslocamento com água.

Exemplo 2

A seguinte Tabela II ilustra, em um alinhamento comomostrado e descrito com referência à Fig. 1, o efeito da utilização em umarelação de peso de CO2 para o combustível de carvão sólido menor do que 0,5(fase densa) de acordo com a invenção (T1-T3), quando comparado com arelação de peso de cerca de 1,0 (fase diluída), como usado no Exemplo I daUS-A-3976442. Como pode ser visto a partir da Tabela II, o consumo deoxigênio por kg de oxigênio de acordo com a presente invenção ésignificativamente mais baixo do que o consumo de oxigênio no caso doExemplo I da US-A-3976442. Preferivelmente a relação de peso de CO2 parao carvão está entre 0,12 e 0,20.Tabela II: influência da relação de peso de CO2 para ocombustível carbonáceo

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Claims (19)

1. Processo para a preparação de um produto dehidrocarboneto a partir de um combustível carbonáceo sólido, caracterizadopelo fato de que compreende as etapas de:(a) fornecer um combustível carbonáceo sólido e uma correntecontendo oxigênio a um queimador de um reator de gaseificação, em que umgás de transporte contendo CO2 é utilizado para o transporte do combustívelcarbonáceo sólido para o queimador em que a relação de peso de CO2 para ocombustível carbonáceo na etapa (a) é menor do que 0,5 em base seca;(b) parcialmente oxidar o combustível carbonáceo no reator degaseificação, desse modo obtendo uma corrente gasosa pelo menoscompreendendo CO, CO2 e H2;(c) remover a corrente gasosa obtida na etapa (b) do reator degaseificação;(d) opcionalmente converter por deslocamento pelo menosparte da corrente gasosa como obtida na etapa (c), desse modo obtendo umacorrente exaurida de CO,(e) submeter a corrente gasosa da etapa (c) e/ou a correnteexaurida de CO opcional da etapa (d) à uma reação Fischer-Tropsch paraobter um produto de hidrocarboneto.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de que a corrente contendo CO2 fornecida na etapa (a) é fornecidaem uma velocidade menor do que 20 m/s, preferivelmente de 5 a 15 m/s, maispreferivelmente de 7 a 12 m/s.

3. Processo de acordo com a reivindicação 1 ou 2,caracterizado pelo fato de que a relação de peso na etapa (a) está na faixa de-0,12 a 0,49, preferivelmente abaixo de 0,40, mais preferivelmente abaixo de-0,30, o mais preferível abaixo de 0,20 em uma base seca.

4. Processo de acordo com a reivindicação 3, caracterizadopelo fato de que a relação de peso na etapa (a) está na faixa de 0,12 a 0,2.

5. Processo de acordo com uma ou mais das reivindicaçõesprecedentes, caracterizado pelo fato de que a corrente gasosa obtida na etapa(c) compreende de 1 a 10% em mol de CO2, preferivelmente de 4,5 a-7,5% em mol de CO2 em uma base seca.

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações de-1 a 5, caracterizado pelo fato de que o combustível carbonáceo sólido écarvão.

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações de -1 a 6, caracterizado pelo fato de que o processo ainda compreende a etapa desubmeter a corrente exaurida de CO como obtida na etapa (d) a um sistema derecuperação de CO2, desse modo obtendo uma corrente rica em CO2 e umacorrente pobre em CO2 e em que a corrente pobre em CO2 é utilizado na etapa(e).

8. Processo de acordo com a reivindicação 7, caracterizadopelo fato de que o sistema de recuperação de CO2 é um sistema de remoçãode dióxido de carbono/sulfeto de hidrogênio combinado, preferivelmente emque o sistema de remoção de um processo de solvente físico é utilizado, maispreferivelmente em que o metanol é o solvente físico.

9. Processo de acordo com qualquer um das reivindicações de-7 a 8, caracterizado pelo fato de que a corrente rica em CO2 é pelo menosparcialmente utilizada como o gás de transporte contendo CO2 na etapa (a).

10. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicaçõesde 1 a 9, caracterizado pelo fato de que a relação de H2/CO na corrente gasosa obtida na etapa (b) é menor do que 1.

11. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicaçõesde 1 a 10, caracterizado pelo fato de que a relação de H2/CO da correnteexaurida de CO está entre 1,4 e 1,95, preferivelmente maior do que 1,5, maispreferivelmente na faixa de 1,6 a 1,9, e ainda mais preferivelmente na faixa de- 1,6 a 1,8.

12. Processo de acordo com a reivindicação 11, caracterizadopelo fato de que a corrente gasosa obtida na etapa (b) é dividida em pelomenos duas sub-correntes, uma das quais passa pela etapa (d) para obter umaprimeira corrente exaurida de CO e em que a primeira corrente exaurida deCO é combinada com a segunda sub-corrente para formar uma segundacorrente exaurida de CO.

13. Processo de acordo com a reivindicação 12, caracterizadopelo fato de que a relação da sub-corrente que passa pela etapa (d) e a sub-corrente que não passa pela etapa (d) está na faixa de 70:30 a 30:70 emvolume.

14. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicaçõesde 1 a 13, caracterizado pelo fato de que uma parte da primeira correnteexaurida de CO é utilizada para a produção de hidrogênio, preferivelmente emque a proporção da primeira corrente exaurida de CO como utilizada para aprodução de hidrogênio é menor do que 10% em volume, de preferênciaaproximadamente de 1 a 7% em volume como calculado sobre a primeiracorrente exaurida de CO.

15. Processo de acordo com qualquer um das reivindicações de 1 a 14, caracterizado pelo fato de que a etapa (e) é executada por uma reaçãode síntese Fischer-Tropsch catalisada por ferro em um reator de fase de pastafluida.

16. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicaçõesde 1 a 14, caracterizado pelo fato de que a etapa (e) é executada por umprocesso Fischer-Tropsch de múltiplos estágios especialmente um processo dedois estágios.

17. Processo de acordo com a reivindicação 16 ereivindicações de 12 a 16, caracterizado pelo fato de que parte da primeiracorrente exaurida de CO é utilizada como alimentação adicional para osoutros estágios no processo Fischer-Tropsch.

18. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicaçõesde 1 a 17, caracterizado pelo fato de que o produto de hidrocarboneto obtidona etapa (e) é submetido a uma etapa de hidroprocessamento para obter umcombustível destilado intermediário.

19. Processo de acordo com a reivindicação 18 ereivindicações de 14 a 18, caracterizado pelo fato de que o hidrogênioproduzido da parte da primeira corrente exaurida de CO é utilizado na etapade hidroprocessamento.