方法
阅读说明：本技术 方法 (Method ) 是由 弗拉塞尔·罗伯特·阿奇博尔德 R·A·乔利 M·D·A·洛佩斯 大卫·基思·韦尔奇 于 2020-05-29 设计创作，主要内容包括：公开了一种用于使烯烃加氢甲酰化为醛的方法。该方法包括：在反应区中,在配体-铑催化剂的存在下用氢气和一氧化碳对一种或多种烯烃进行加氢甲酰化；从反应区回收反应器流出物,该反应器流出物包含产物醛和配体-铑催化剂；将反应器流出物和汽提气体传递到气化器,其中该汽提气体包含一氧化碳并且由再循环汽提气体料流和补充汽提气体料流形成,其中产物醛在气化器中气化到汽提气体中,从而导致包含汽提气体和产物醛的蒸气混合物以及包含配体-铑催化剂的液体混合物；回收液体混合物并且将配体-铑催化剂再循环至反应区；回收蒸气混合物,并且从蒸气混合物中分离出产物醛,以产生产物醛料流和再循环汽提气体料流；吹扫再循环汽提气体的一部分作为经吹扫的汽提气体料流；以及将经吹扫的汽提气体料流与含氢气料流合并,以产生包含氢气和一氧化碳的重整合成气料流,并且将重整合成气料流进料至反应区。(A process for the hydroformylation of olefins to aldehydes is disclosed. The method comprises the following steps: hydroformylating one or more olefins with hydrogen and carbon monoxide in the presence of a ligand-rhodium catalyst in a reaction zone; recovering a reactor effluent from the reaction zone, the reactor effluent comprising product aldehyde and ligand-rhodium catalyst; passing the reactor effluent and a stripping gas to a gasifier, wherein the stripping gas comprises carbon monoxide and is formed from a recycle stripping gas stream and a make-up stripping gas stream, wherein the product aldehyde is gasified in the gasifier to the stripping gas, resulting in a vapor mixture comprising the stripping gas and the product aldehyde and a liquid mixture comprising the ligand-rhodium catalyst; recovering the liquid mixture and recycling the ligand-rhodium catalyst to the reaction zone; recovering the vapor mixture and separating the product aldehyde from the vapor mixture to produce a product aldehyde stream and a recycle stripping gas stream; purging a portion of the recycle stripping gas as a purged stripping gas stream; and combining the purged stripping gas stream with a hydrogen-containing stream to produce a reformed syngas stream comprising hydrogen and carbon monoxide, and feeding the reformed syngas stream to the reaction zone.)
技术领域
本发明涉及用于使烯烃加氢甲酰化以产生醛的方法。特别地但非排他性地，本发明涉及用于使C8烯烃加氢甲酰化以产生C9醛的方法。本发明还涉及使用配体-铑催化剂使烯烃加氢甲酰化以产生醛的方法。
背景技术
使烯烃加氢甲酰化以产生醛在工业上大规模进行。醛通常为醇、酸或酯生产中的中间产物。用于生产此类产品的公知方法是由Dow和Johnson Matthey Davy提供的低压羰基合成(LP Oxo)方法。在典型的流程中，例如，如US4148830或US5087763中所述，加氢甲酰化使用配体-铑催化剂在液相中进行。液相反应器流出物从加氢甲酰化反应器离开并进料至催化剂分离单元中，在该处液体催化剂溶液与产物醛分离。然后使液体催化剂溶液返回至反应器。液体催化剂溶液通常包含溶剂、铑、配体和存在于反应器中的其他组分。
可用作配体的分子的许多变体是已知的。商业上使用的配体通常为膦，诸如三苯基膦；单亚磷酸酯，诸如三羟甲基丙烷亚磷酸酯或三(2，4-二叔丁基苯基)亚磷酸酯；双亚磷酸酯；或任何这些的混合物。WO2016089602列出了各种配体。在这3种类型的配体中，单亚磷酸酯被认为最具活性，但也被认为是与铑相互作用最弱的配体，这被认为导致较不稳定的催化剂络合物。
典型的催化剂分离单元包括气化器，在该气化器中反应器流出物的一部分被气化。这导致了含有醛产物且基本上不含催化剂的气相以及含有液体催化剂溶液的液相。该气相被转递以供进一步处理。进一步处理通常包括醛纯化阶段，其中未转化的烯烃和链烷烃与溶解的合成气和其他轻质组分一起被移除。由此产生的醛通常用作其他产物诸如醇、酸或酯的中间体，这些产物可通常用作增塑剂。
催化剂分离单元中的反应器流出物中醛的气化通过气化器中的较低压力和较高温度进行辅助。然而，液体催化剂溶液通常对各种形式的降解很敏感，从而导致活性损失和铑损失。铑是有价值的贵金属，因此期望铑的消耗尽可能低，以便维持经济性工艺。这通常决定了气化器中的最大允许温度。仍然可以通过在低压下操作气化器来增加蒸发。较低的总压力意味着醛的分压较低，这增加了醛的蒸发并且特别可用于相对较重的醛。然而，较低的总压力(尤其是真空)导致设备体积较大，并因此导致设备更昂贵。在低于大气压的压力下，也会出现空气进入工艺内部的风险。这可能导致醛和/或配体的氧化，这两者均导致成本增加。
因此期望使催化剂稳定以防止损失，并且期望允许使用较高的温度和高于大气压的压力。
US6500991旨在通过冷却从气化器获得的催化剂溶液并将含一氧化碳的气体加入到液体中，或者通过在催化剂分离之前将一氧化碳加入到闪蒸容器中来使催化剂稳定。
EP2297077描述了使用循环汽提气体以便降低醛的分压，但维持总体正压。在催化剂分离单元中，反应器流出物与汽提气体一起进料至气化器，并且两者并流通过气化器。汽提气体基本上不含醛，并因此降低了气化器中醛的分压，从而增加了醛从反应器流出物中蒸发出来的驱动力。还可对气化器进行加热以进一步促进蒸发。然后，所得的包含醛和汽提气体的蒸气混合物与剩余的液体催化剂溶液分离。将液体催化剂溶液返回至反应器，并将蒸气混合物进料至冷凝器。在冷凝器中，蒸气混合物的温度降低，结果是基本上所有的醛被冷凝并且与剩余的蒸汽分离。然后，将剩余的蒸气再压缩至气化器入口压力并且再用作汽提气体。
WO2016089602描述了向气化器汽提气体中加入一氧化碳以便减少催化剂损失。其还提出汽提气体中的较低氢气分压可有助于较低催化剂损失。一氧化碳可通过将合成气分离成含氢气料流和补充汽提气体料流而获得。
认为向气化器汽提气体中加入一氧化碳导致了液体催化剂溶液中较高浓度的一氧化碳，并且这有助于使催化剂稳定。然而，在石化装置中很少能得到足够纯的一氧化碳，因此需要使用合成气来产生一氧化碳。仍然需要一种向气化器提供富一氧化碳气体且同时使对附加合成气原料的需求最小化的方法。
本发明试图改善现有技术的一些问题。特别地但非排他性地，本发明试图提供一种用于使烯烃加氢甲酰化为醛的改进的更具成本效益的方法。
发明内容
根据本发明的第一方面，提供了一种用于使烯烃加氢甲酰化为醛的方法，该方法包括：
a.在反应区中，在配体-铑催化剂的存在下用氢气和一氧化碳对一种或多种烯烃进行加氢甲酰化；
b.从所述反应区回收反应器流出物，所述反应器流出物包含产物醛和所述配体-铑催化剂；
c.将所述反应器流出物和汽提气体传递到气化器，其中所述汽提气体包含一氧化碳并且由再循环汽提气体料流和补充汽提气体料流形成，其中所述产物醛在所述气化器中气化到所述汽提气体中，从而导致包含所述汽提气体和所述产物醛的蒸气混合物以及包含所述配体-铑催化剂的液体混合物；
d.回收所述液体混合物并且将所述配体-铑催化剂再循环至所述反应区；
e.回收所述蒸气混合物，并且从所述蒸气混合物中分离出所述产物醛，以产生产物醛料流以及用于返回至步骤(c)的所述再循环汽提气体料流；
f.吹扫再循环汽提气体料流的一部分作为经吹扫的汽提气体料流；以及
g.将所述经吹扫的汽提气体料流与含氢气料流合并，以产生包含氢气和一氧化碳的重整合成气料流，并且将所述重整合成气料流进料至步骤(a)中的所述反应区。
因此，本发明涉及一种用于从加氢甲酰化反应区的流出物中分离配体-铑催化剂的催化剂分离单元，其中在分离产物醛与配体-铑催化剂的气化器中使用循环汽提气体，其中对循环汽提气体进行吹扫，例如以防止氢气和其他惰性组分的积聚，其中将通常来自合成气分离单元的补充富一氧化碳气体加入到循环汽提气体中。将仍富含一氧化碳的经吹扫汽提气体与通常也来自合成气分离单元的含氢气料流合并，以形成重整合成气料流，该重整合成气料流进料至反应区。因此，与不使用循环汽提气体的方法相比，用于产生循环汽提气体的补充汽提气体料流中所含的一氧化碳并未浪费，并且合成气作为一氧化碳源的总体需求并未显著增加。因此，本发明实现了与气化器中富一氧化碳环境相关联的配体-铑催化剂损失减少的优点，同时避免了附加合成气原料需求的缺点。
补充汽提气体料流包含一氧化碳并且优选地富含一氧化碳。优选地，补充汽提气体料流为50摩尔％至100摩尔％的一氧化碳，更优选地补充汽提气体料流为70摩尔％至100摩尔％的一氧化碳，还更优选地补充汽提气体料流为80摩尔％至100摩尔％的一氧化碳，最优选地补充汽提气体料流为95摩尔％至100摩尔％的一氧化碳。较高浓度的一氧化碳是有利的，因为它们允许汽提气体中一氧化碳的浓度较高。优选地，含氢气料流为50摩尔％至100摩尔％的氢气，更优选地含氢气料流为70摩尔％至100摩尔％的氢气，还更优选地含氢气料流为80摩尔％至100摩尔％的氢气，最优选地含氢气料流为95摩尔％至100摩尔％的氢气。在一些实施方案中，离开气化器的蒸气混合物中一氧化碳的分压可为至少15psi(103kPa)并且优选地至少20psi(138kPa)。例如，离开气化器的蒸气混合物中一氧化碳的分压可为至少15psi(103kPa)至不超过50psi(345kPa)。离开气化器的蒸气混合物中氢气的分压可例如不超过10psi(69kPa)并且优选地不超过5psi(34kPa)。
优选地，该方法包括将包含一氧化碳和氢气的合成气料流分离成含氢气料流和补充汽提气体料流。因此，实际上，将合成气料流进料至反应区，其中合成气料流中的一氧化碳经由气化器中的汽提气体进料。这可为唯一供应给反应区的合成气；换句话讲，重整合成气料流可为唯一供应给反应区的合成气。然而，任选地，可向反应区进料重整合成气料流和新鲜合成气料流。在此类实施方案中，例如，合成气进料可以到达工艺的装置区边界，并且该合成气进料的一部分可分离成补充汽提气体料流和含氢气料流，并且该合成气进料的一部分可进料至反应区。在此类情况下，一些合成气进料有效地绕过催化剂分离单元。此类布置可有利于平衡合成气进料至反应区与一氧化碳进料至汽提气体的需求。然而，在此类实施方案中，本发明的益处仍然得到实现，因为汽提气体中的一氧化碳仍然没有浪费，并且仍然以重整合成气料流进料至反应区。在此类实施方案中，分离成补充汽提气体料流和含氢气料流的合成气进料的部分与作为新鲜合成气料流进料至反应区的合成气进料的部分的摩尔比可优选地为0.01至1。更优选地摩尔比为0.1至0.5，并且最优选地摩尔比为0.1至0.3。摩尔比可基于分离效率(例如膜分离效率，如果膜用于分离)以及汽提气体中期望的一氧化碳分压进行选择。例如，如果补充汽提气体料流包含相对高水平的氢气，则可使用较高流量的补充汽提气体料流，并且经吹扫的汽提气体料流的流量相应较高。
进料至反应区的一氧化碳与进料至反应区的烯烃的摩尔比优选地为约1。在实施过程中，并非所有的烯烃都是可转化的，并且一氧化碳仅被消耗用于转化可转化的烯烃。因此，摩尔比可小于1，同时仍然提供足以转化所有可转化烯烃的一氧化碳。然而，出于操作原因并且为了能够实现更有价值的烯烃原料的高转化率，可能期望摩尔比过量的一氧化碳，并因此期望大于1的摩尔比。摩尔比可优选地为0.1至10，并且更优选地1至2。
合成气料流分离成含氢气料流和补充汽提气体料流优选地使用膜分离单元进行。此类膜分离单元可从诸如MTR和AirProducts的公司商购获得。膜分离单元能够以经济的方式实现补充汽提气体料流中的一氧化碳的非常高(诸如至少95摩尔％或优选地至少99摩尔％)的浓度。然而，此类高纯度可能需要高流量的合成气进入膜分离单元，因此重要的是不浪费一氧化碳。这在本发明中通过将经吹扫汽提气体料流与富氢气料流重组以产生传递到反应区的重整合成气料流来实现。另选地或除此之外，合成气料流分离成含氢气料流和补充汽提气体料流可使用COSORB方法或其变型形式进行，诸如描述于例如The absorptionof carbon monoxide in COSORB solutions：absorption rate and capacityJ.A.Hogendoorn，W.P.M.van Swaaij，G.F.Versteeg，The Chem.Eng.Journ.59(1995)243-252或US4950462或US5382417中。另选地或除此之外，合成气料流分离成含氢气料流和补充汽提气体料流可使用液氮的低温吸收进行。
优选地，气化器在60℃至160℃，更优选地100℃至130℃的温度下操作。此类温度可有助于驱动气化器中产物醛的气化。因为本发明的方法涉及气化器中的较高一氧化碳分压，即使在此类温度下也可使配体-铑催化剂稳定，并且防止损失。
优选地，气化器在0.1kPa至2000kPa的压力，更优选地100kPa至2000kPa的压力并且最优选地100kPa至300kPa的压力下操作。高于大气压的压力是特别优选的，因为不需要用于产生真空的昂贵设备，并且降低了空气进入气化器的风险。
合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比优选地为0.5至2.0。氢气与一氧化碳的最期望比率可取决于反应区中期望的氢气和一氧化碳分压。优选地，重整合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比类似于合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比，例如在合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比的10％以内。可能的是重整合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比优选地为0.5至2.0。反应区中的氢气和一氧化碳分压可影响加氢甲酰化反应、速率和选择性。如果重整合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比类似于合成气料流中氢气与一氧化碳的摩尔比，则控制反应区中一氧化碳和氢气的分压可能有利地更简单。
气化器优选地为降膜式气化器，但可为其他类型的气化器，包括例如包含结构化或随机填料的容器。可将汽提气体以与反应器流出物并流或逆流的方式进料至气化器。
因为再循环汽提气体由于工艺中的压降而处于比汽提气体更低的压力下，压缩机优选地被提供以在再循环汽提气体与补充汽提气体合并之前对再循环汽提气体进行压缩。压缩机也优选地被提供成在重整合成气料流进料至反应区之前对其进行压缩。优选地，在压缩再循环汽提气体之后，经吹扫的汽提气体料流从再循环汽提气体中吹扫而来。以该方式，经吹扫汽提气体料流可以处于适于与含氢气料流合并形成重整合成气料流的压力下，该重整合成气料流可然后在进料至反应区之前被压缩，并且避免了再循环汽提气体和经吹扫汽提气体料流上的单独压缩机。
通常，反应区在约20巴(2MPa)，例如15巴至25巴(1.5MPa至2.5MPa)下操作，并且气化器在约1.5巴(150kPa)，例如1巴至2巴(100kPa至200kPa)下操作。然而，50巴至235巴(5MPa至23.5MPa)的压力也已知用于操作反应区。
优选地，烯烃为C2至C16烯烃，更优选地C4至C12烯烃并且最优选地C8烯烃。烯烃优选地为单烯烃。烯烃优选地为无环烯烃，例如直链烯烃或支链烯烃。例如，烯烃可为丙烯或正丁烯。然而，烯烃优选地为C8烯烃，例如辛烯、二聚丁烯或低聚乙烯。优选地，醛比烯烃多一个碳。因此，醛优选地为C3至C17醛，更优选地C5至C13醛并且最优选地C9醛。技术人员将理解，所产生的醛取决于使用的烯烃。
本发明可以与受益于富一氧化碳汽提气体的任何合适的配体体系一起使用。优选地，配体为膦，诸如三苯基膦；单亚磷酸酯，诸如三羟甲基丙烷亚磷酸酯或三(2，4-二叔丁基苯基)亚磷酸酯；双亚磷酸酯；或任何这些的混合物。
除了产物醛和配体-铑催化剂之外，反应器流出物将通常还包含另外的组分。此类另外的组分可包括烯烃和链烷烃、配体分解产物、配体稳定剂、醛低聚物(有时称为“重质组分”)、水和溶解的气体。除了产物醛和汽提气体之外，离开气化器的蒸气混合物将通常还包含另外的组分。此类另外的组分可包括烯烃、链烷烃和其他轻质组分。烯烃和链烷烃通常将在冷凝器中冷凝，同时轻质组分将保留在再循环汽提气体中，其中它们的水平通过吹扫的汽提气体料流的吹扫进行控制。
产物醛料流优选地为液体产物醛料流。
反应区应理解为描述一个或多个加氢甲酰化反应器。通常，反应区将包括一个、两个或三个反应器。反应器可例如串联连接。可将进料料流(诸如新鲜合成气料流和重整合成气料流)提供给一个或多个反应器，并且可从一个或多个反应器收集反应器流出物，该反应器流出物被传递至气化器。
在据说组分诸如产物醛被气化(诸如气化到汽提气体中)的情况下，应理解大部分的组分是如此气化的。一小部分的组分可保留在液相中，例如与气相中的气化组分平衡。可能的是至少50摩尔％，优选地至少60摩尔％并且更优选地至少70摩尔％的组分是如此气化的。可能的是基本上所有的组分是如此气化的。类似地，在据说诸如从蒸气混合物中分离组分诸如产物醛的情况下，应理解大部分的组分是如此分离的。一小部分的组分可保留。可能的是至少75摩尔％，优选地至少90摩尔％并且更优选地至少95摩尔％的组分是如此分离的。可能的是基本上所有的组分是如此分离的。
附图说明
现在将参考附图以举例而非任何限制性的方式描述本发明的实施方案，其中：
图1是体现本发明的流程的框图；并且
图2是体现本发明的图1的方法的一部分的工艺流程图。
具体实施方式
在图1中，将烯烃进料1进料至加氢甲酰化反应区100。反应区100包括至少一个反应器，并且可能两个或三个反应器，反应器流出物11从反应器传递至催化剂分离单元101。将液体配体-铑催化剂溶液12(其中溶剂通常包含重质组分，诸如二聚体或三聚体)从催化剂分离单元101再循环至反应区100。将产物醛料流13从催化剂分离单元101回收并且传递至醛纯化单元102，从该醛纯化单元回收经纯化的醛15。烯烃和链烷烃14也从醛纯化单元102回收。
合成气进料2被分为新鲜合成气料流4和合成气料流3，该新鲜合成气料流4作为混合的合成气进料料流10的一部分直接进料至反应区100，该合成气料流3进料至膜分离单元200。在膜分离单元200中，合成气料流3分离成补充汽提气体料流5和含氢气料流6，该补充汽提气体料流5被传递至催化剂分离单元101，该含氢气料流6与经吹扫的汽提气体料流7合并形成重整合成气料流8，该重整合成气料流8在压缩机201中被压缩并作为混合的合成气进料料流10的一部分进料9至反应区100。出于操作原因，可以包括例如来自料流6、7、8或9中的一个或多个料流的吹扫，但优选地避免吹扫以避免重整合成气的损失。
催化剂分离单元101的更多细节示于图2中。在图2中，将反应器流出物11和任选的有助于氢气汽提的小流量氮气20进料至闪蒸容器207。闪蒸容器207具有通向冷凝器208的排气21。冷凝器208具有排气22以及液体出口料流23，该液体出口料流23返回至闪蒸容器207。闪蒸容器207和冷凝器208操作成从液体反应器流出物11中移除溶解的合成气，尤其是溶解的氢气。将闪蒸容器207的液体出口24与包含再循环汽提气体27和富一氧化碳料流5的汽提气体28一起进料至降膜式气化器202的顶部。补充汽提气体料流5通过将合成气料流3进料至膜分离器200以产生补充汽提气体料流5和含氢气料流6而产生。将气化器202的出口25进料至气/液分离容器203中，从该气/液分离容器203中回收液体配体-铑催化剂溶液12并将其再循环至反应区100中。将来自气/液分离容器203的蒸气混合物26进料至冷凝器204，然后进料至另外的气/液分离容器205。从另外的气/液分离容器205的底部回收产物醛料流13，并且从顶部回收再循环汽提气体27。再循环汽提气体27在再循环压缩机206中被压缩，然后作为汽提气体28的一部分进料回到降膜式气化器202。经过再循环压缩机206之后，经吹扫的汽提气体料流7从再循环气体料流27中吹扫而来，并且与含氢气料流6合并形成重整合成气料流8。重整合成气料流8在合成气压缩机201中压缩并且进料9至反应区100。图2描述了降膜式气化器202，但其他类型的气化器同样适用。
以下实施例使用可商购获得的模拟程序包SimSci ProII v9.3生成。利用模拟来评价新方法在化学工程领域中是公认的。
实施例1
在图2的方法中，将20巴(2MPa)和85℃下的333kmol/小时的反应器流出物11进料至在10巴(1MPa)下操作的闪蒸容器207，在该闪蒸容器中大部分溶解的合成气组分将闪蒸出。反应器流出物11主要包含溶解的合成气、C8烯烃、C8链烷烃、C9醛和催化剂溶液。将1kmol/h小流量的氮气20也进料至闪蒸容器207以助于移除溶解的氢气。将来自闪蒸容器207的排气21进料至冷凝器208以回收较重的C8和C9组分。来自冷凝器208的液体出口料流23返回至闪蒸容器207。将来自闪蒸容器207的液体出口24进料至在1.5巴(0.15MPa)下操作的降膜式气化器202的顶部。而且，将汽提气体28进料至降膜式气化器202的顶部。液体反应器流出物和汽提气体并流通过降膜式气化器202。加热降膜式气化器202以便蒸发大部分的C8和C9组分。降膜式气化器202的出口25进料至气/液分离容器203。气/液分离容器203中收集的液体包含液体配体-铑催化剂溶液12和一小部分的C8和C9组分。将来自气/液分离容器203的蒸气混合物26进料至冷凝器204，在该冷凝器中大部分的C8和C9组分冷凝并且随后在另外的气/液分离容器205中与剩余的气相分离。从另外的气/液分离容器205中移除由此获得的含有C9醛、烯烃和链烷烃的液体，并以产物醛料流13转递以供进一步处理。来自另外的气/液分离容器205的排气是再循环汽提气体27，其被进料至再循环压缩机206。再循环压缩机206用于克服汽提气体循环中的较小压降。经吹扫的再循环气体料流7从再循环汽提气体27离开，以便维持汽提气体回路中的恒定流量。加入由补充汽提气体料流5提供的补充流以产生汽提气体28。
将在30巴(3MPa)下具有100kmol/h合成气流量的合成气料流3进料至膜分离器200，该合成气料流具有2摩尔％的甲烷以及1/1摩尔比的剩余氢气和一氧化碳。膜分离器200产生作为渗透物流的流量为45.6kmol/h的含氢气料流6以及作为渗余物流的补充汽提气体料流5。含氢气料流6包含96.77摩尔％的氢气，同时补充汽提气体料流5包含87.3摩尔％的一氧化碳。在对吹扫的汽提气体料流7进行吹扫之后且在引入补充汽提气体料流5作为补充之前，将汽提气体再循环流量控制为2050kmol/h的恒定流量。在冷凝器204冷却至40℃的情况下，汽提气体28中的所得一氧化碳分压为17.5psi(120kPa)并且氢气分压为2.2psi(15kPa)。重整合成气8中氢气与一氧化碳的比率为0.99mol/mol。
实施例2
根据实施例1，但是合成气料流3的流量降低至50kmol/h。汽提气体28中的所得一氧化碳分压现在为17.0psi(117kPa)并且氢气分压为2.5psi(17kPa)。重整合成气8中氢气与一氧化碳的比率为0.97mol/mol。
实施例3
根据实施例1，但是合成气料流3的流量降低至20kmol/h。汽提气体28中的所得一氧化碳分压现在为16.1psi(111kPa)并且氢气分压为3.2psi(22kPa)。重整合成气8中氢气与一氧化碳的比率为0.93mol/mol。
实施例表明，本发明的方法可以在汽提气体28中产生高一氧化碳分压和低氢气分压，同时仍然供应氢气与一氧化碳比率类似于进料至膜分离器200的合成气料流3中的比率的重整合成气8。合成气料流3中的一氧化碳因此在该方法中有效地使用两次，首先在汽提气体28中使用，然后在进料至加氢甲酰化反应区的重整合成气8中使用。结果是实现了汽提气体28中的高一氧化碳分压的优点，同时不浪费合成气料流3中的任何一氧化碳。
本领域的技术人员应当理解，以上实施方案仅以举例的方式而非以任何限制性的方式进行描述，并且在不脱离所附权利要求所限定的本发明范围的前提下，可以进行更改和修改。
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