способ получения углеводородных бензиновых фракций из синтез-газа

Формула изобретения

1. Способ получения углеводородных бензиновых фракций из синтез-газа, содержащего Н₂, СО и СО ₂, путем последовательного контактирования газовой смеси по меньшей мере в двух реакционных зонах при давлении 40-100 атм и температурах 340-420°С в первой реакционной зоне и температурах 320-460°С во второй реакционной зоне, с бифункциональным катализатором в первой реакционной зоне, содержащим цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11 и металлоксидный компонент, состоящий из оксидов Zn, Cr и W, и монофункциональным катализатором во второй реакционной зоне, содержащим цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, при циркуляции газового потока после реактора, отличающийся тем, что цеолит монофункционального катализатора содержит железо в количестве от 0,3 до 1 мас.%.

2. Способ по п.1, отличающийся тем, что процесс проводят при циркуляции газового потока предпочтительно с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу, равному 3-50.

Описание изобретения к патенту

Изобретение относится к органической химии, а именно к способам получения углеводородов и, в частности, к получению углеводородов С₅₊ каталитической конверсией смеси СО, Н₂, N₂, CH ₄ и CO₂ (далее именуемой синтез-газом). Получаемые при этом жидкие углеводородные фракции могут быть использованы в качестве автобензинов с низким содержанием бензола.

Известен способ получения углеводородных бензиновых фракций из газа, содержащего Н₂ и CO ₂ или Н₂, CO₂ и СО, путем контактирования газа при температуре 320-440°С, давлении 40-100 атм и объемном отношении Н₂ /(СО+CO₂), равном 1-3, с катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 или ZSM-11 и металлоксидный компонент, включающий оксиды цинка, меди и/или хрома (РФ №2089533, 1997). Согласно данного способа целевыми продуктами превращения смеси Н₂, CO₂ (и в отдельных примерах Н₂, CO₂ и СО) являются жидкие бензиновые фракции углеводородов с высоким (от 40 до 84 мас.%) содержанием ароматических углеводородов. Основными недостатками способа являются низкие выходы (40-120 г/нм³ синтез-газа) и производительность процесса по бензиновой фракции (20-125 г/л катализатора/ч), а также дополнительный расход дорогостоящего водорода на восстановление CO₂ до СО.

Близким к изобретению является способ получения углеводородных бензиновых фракций из синтез-газа, содержащего Н₂, СО и CO ₂ и имеющего объемное отношение Н₂ /(СО+CO₂), равное 1-3, путем контактирования газа при температуре 320-440°С, давлении 40-100 атм с катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент (РФ №2175960, 2001). В данном способе используют циркуляцию газового потока после реактора с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу, равным 0,1-1000, а процесс проводят при объемной скорости подачи исходного синтез-газа 200-5000 ч ^-1, объемных отношениях в исходном синтез-газе СО/CO ₂ больше 4 и Н₂/CO ₂ больше 11. Согласно данного способа жидкими продуктами превращения синтез-газа являются бензиновая фракция (углеводороды С₅-С₁₀) и вода, содержащая метанол.

Основным недостатком данного способа является высокое остаточное содержание метанола в продуктах реакции (2-6 мас.%).

Наиболее близким к предлагаемому по своей технической сущности является способ получения углеводородов С ₅₊ каталитической конверсией синтез-газа, содержащего Н ₂, СО и CO₂, контактирующего в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, состоящим из металлоксидного компонента состава, мас.%: ZnO - 65-70, Cr ₂O₃ - 29-34, W₂ O₅ - не более 1 и кислотного компонента, состоящего из цеолита со структурой ZSM-5 или ZSM-11, цеолита типа бета или кристаллического силикоалюмофосфата со структурой SAPO-5, при мольном отношении SiO₂/Al ₂O₃ не более 200, а во второй реакционной зоне контактирующего с монофункциональным кислотным катализатором, содержащим цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, имеющим мольное отношение SiO₂/Al₂ O₃ не более 200 (РФ №2284312, 2006). Согласно выбранного прототипа процесс проводят при давлении 40-100 атм, температуре 340-420°С - в первой реакционной зоне, при температуре 320-460°С - во 2-й реакционной зоне, объемной скорости подачи исходного синтез-газа 200-5000 ч^-1 и объемных отношениях в исходном синтез-газе Н₂/(СО+CO ₂)=1-3, СО/CO₂>2 и Н ₂/CO₂>6. В способе используют циркуляцию газового потока с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу, равным 1-1000.

В ходе процессов превращения синтез-газа в углеводороды при протекании реакций перераспределения водорода и олигомеризации олефинов с последующей конденсацией олигомеров происходит образование не десорбируемых с поверхности катализатора углеродистых соединений - кокса. Образующийся на поверхности катализатора кокс приводит к блокировке активных центров катализатора, что вызывает его постепенную дезактивацию - снижение уровня активности катализатора и ухудшение селективности процесса. В результате снижается глубина превращения исходного синтез-газа и повышается концентрация метанола и диметилового эфира (ДМЭ) в продуктах реакции.

Для восстановления начального уровня активности катализатора необходимо проведение регулируемого выжигания коксовых отложений с поверхности катализатора регенерирующим газом с определенным содержанием кислорода, т.е. осуществление регенерации катализатора.

Основным недостатком выбранного прототипа является неполное выгорание кокса на монофункциональном цеолитном катализаторе во время окислительной регенерации смесью N₂+O₂ при 550°С. Для полного удаления коксовых отложений с поверхности цеолита данного катализатора необходимо увеличение температуры регенерации до 600°С. Обработка цеолитного катализатора регенерирующим газом (N₂+O₂) при 600°С приводит к постепенному разрушению структуры цеолита и необратимой потере каталитических свойств в реакциях синтеза углеводородов.

Задачей настоящего изобретения является осуществление регенерации монофункционального цеолитного катализатора в более мягких условиях путем уменьшения температуры и времени регенерации.

Поставленная задача решается тем, что получение углеводородных бензиновых фракций из синтез-газа осуществляют путем последовательного контактирования газовой смеси при давлении 40-100 атм по меньшей мере в двух реакционных зонах при температурах 340-420°С в первой реакционной зоне и температурах 320-460°С во второй реакционной зоне, с бифункциональным катализатором в первой реакционной зоне, содержащим цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11 и металлоксидный компонент, состоящий из оксидов Zn, Cr и W, и монофункциональным катализатором во второй реакционной зоне, содержащим цеолит со структурой ZSM-5 или ZSM-11, при этом цеолит монофункционального катализатора содержит железо от 0,3 до 1 мас.%.

Предпочтительно процесс проводят при циркуляции газового потока с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу, равным 3-50.

Отличительными признаками изобретения являются:

- цеолит монофункционального катализатора содержит железо от 0,3 до 1 мас.%;

- процесс проводят при циркуляции газового потока с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу, равным 3-50.

Выбор технологических условий проведения процесса синтеза бензиновой фракции из газа, содержащего оксиды углерода и водород, обусловлен следующими факторами. Повышенное давление (40-100 атм) необходимо для более глубокого превращения синтез-газа на металлоксидном компоненте бифункционального катализатора. Нижняя граница температурного интервала работы бифункционального катализатора (около 340°С) определена по минимальной активности катализатора, превышение верхнего температурного предела (около 420°С) приводит к уменьшению срока службы металлоксидного компонента бифункционального катализатора. Контактирование газа с монофункциональным цеолитным катализатором во второй реакционной зоне в зависимости от величины «проскока» метанола и длительности работы цеолитного катализатора проводят при температуре от 320 до 460°С. Объемная скорость подачи исходного синтез-газа определяется активностью используемого бифункционального катализатора при фиксированном давлении и температуре.

Циркуляция газового потока с объемным отношением количества циркулирующего газа к исходному синтез-газу (кратность циркуляции) может быть равна от 1 до 1000, но лучше иметь значение кратности циркуляции в пределах 3-50. Высокая кратность циркуляции (более 50) в промышленных условиях ведет к значительным энергетическим затратам на рециркуляцию газа.

При превращении синтез-газа происходит постепенное закоксование катализаторов, сопровождаемое снижением селективности по ароматическим углеводородам и ростом содержания метанола в продуктах реакции. Снижение содержания ароматических углеводородов в бензиновой фракции ниже определенного минимального предела может привести к ухудшению антидетонационных свойств товарного бензина. Повышение содержания метанола в продуктах реакции создает дополнительные проблемы по его удалению из образующейся в процессе синтеза воды, а также приводит к увеличению расхода исходного синтез-газа.

Для восстановления начального уровня активности монофункционального цеолитного катализатора осуществляют регенерацию катализатора, заключающуюся в регулируемом выжигании коксовых отложений с поверхности катализатора регенерирующим газом с определенным содержанием кислорода. Для проведения полной и мягкой регенерации цеолитного катализатора путем снижения температуры и сокращения времени регенерации в состав цеолита монофункционального катализатора вводят железо в количестве от 0,3 до 1 мас.%.

Экспериментально установлено, что железо, введенное в состав цеолита на стадии гидротермального синтеза, входит в состав активных центров и ускоряет реакции выгорания катализаторного кокса, что и приводит к снижению температуры и сокращению времени выжигания кокса.

Сущность предлагаемого способа и его практическая применимость иллюстрируется нижеприведенными примерами. Примеры 1-2 аналогичны прототипу и приведены для сравнения с предлагаемым способом, примеры 3-6 - предлагаемый способ.

Пример 1 (по прототипу). Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 740 ч ^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при температуре 380°С и давлении 80 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5, при температуре 400°С и давлении 80 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов C₅₊), углеводородов С₁ -С₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них CO₂ и углеводороды С₃-С₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂О₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₂ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 90 мин до стабилизации массы образца катализатора. Затем поднимают температуру до 520°С и процесс окислительной регенерации продолжают еще 50 мин до стабилизации массы образца катализатора. После подъема температуры до 550°С процесс выгорания кокса продолжают еще 50 мин. В результате окислительной обработки катализатора при температурах 500, 520 и 550°С было удалено 80% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 600°С в течение последующих 30 мин удалены были полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 220 мин в диапазоне температур 500-600°С.

Пример 2 (по прототипу). Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 870 ч^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при температуре 340°С и давлении 60 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-11, при температуре 340°С и давлении 60 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов C₅₊), углеводородов C₁-C₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них CO ₂ и углеводороды С₃-С ₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂O₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₂ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 70 мин до стабилизации массы образца катализатора. Затем поднимают температуру до 520°С и процесс окислительной регенерации продолжают еще 55 мин до стабилизации массы образца катализатора. После подъема температуры до 550°С процесс выгорания кокса продолжают еще 25 мин. В результате окислительной обработки катализатора при температурах 500, 520 и 550°С было удалено 65% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 600°С в течение последующих 60 мин были удалены полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 210 мин в диапазоне температур 500-600°С.

Пример 3. Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 1100 ч^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при температуре 420°С и давлении 80 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5, при температуре 400°С и давлении 80 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов C₅₊), углеводородов C₁-C₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них СО ₂ и углеводороды С₃-С ₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂O₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₂ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 120 мин до стабилизации массы образца катализатора. В результате окислительной обработки катализатора было удалено 70% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 520°С в течение последующих 60 мин и при 550°С в течение еще 20 мин были удалены полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 200 мин в диапазоне температур 500-550°С.

Пример 4. Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 800 ч^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при температуре 400°С и давлении 80 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5, при температуре 380°С и давлении 80 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов C₅₊), углеводородов C₁-C₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них CO ₂ и углеводороды С₃-С ₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂О₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₃ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 70 мин до стабилизации массы образца катализатора. В результате окислительной обработки катализатора было удалено 75% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 520°С в течение последующих 20 мин и при 550°С в течение еще 20 мин были удалены полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 110 мин в диапазоне температур 500-550°С.

Пример 5. Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 700 ч^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при температуре 380°С и давлении 80 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5, при температуре 400°С и давлении 80 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов С₅₊), углеводородов С₁-С₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них CO ₂ и углеводороды С₃-С ₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂O₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₂ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 90 мин до стабилизации массы образца катализатора. В результате окислительной обработки катализатора было удалено 75% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 520°С в течение последующих 40 мин и при 550°С в течение еще 30 мин были удалены полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 160 мин в диапазоне температур 500-550°С.

Пример 6. Синтез-газ подают на установку с объемной скоростью 670 ч^-1 (в расчете на суммарный объем катализаторов), где он смешивается с циркуляционным газом перед входом в реактор. Полученная газовая смесь контактирует в 1-й реакционной зоне с бифункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-11 и металлоксидный компонент, при температуре 400°С и давлении 80 атм. Реакционную смесь после контактирования с бифункциональным катализатором направляют во 2-ю реакционную зону (без выделения продуктов), где при контакте с монофункциональным катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-11, при температуре 340°С и давлении 80 атм происходит дополнительное превращение углеводородов, метанола и ДМЭ с образованием высокооктанового бензина (углеводородов С₅₊), углеводородов С₁-С₄ и воды. Парогазовый поток после контактирования охлаждают и в сепараторе отделяют жидкие продукты от газовой фазы. Жидкие продукты разделяют на бензиновую фракцию, метанольную воду и растворенные в них CO ₂ и углеводороды С₃-С ₄. Для предотвращения накопления метана и легких углеводородов часть газового потока после сепаратора постоянно выводят из циркуляционного контура, а основной газовый поток смешивают с исходным синтез-газом и подают в реактор синтеза углеводородов. Объемные соотношения компонентов в исходном синтез-газе, условия проведения и основные показатели опыта показаны в таблице 1. Мольные отношения SiO ₂/Al₂O₃ в цеолите бифункционального и монофункционального катализаторов, а также содержание железа в цеолите монофункционального катализатора представлены в таблице 2.

Закоксованный монофункциональный цеолитный катализатор подвергают окислительной регенерации в среде N₂+O₂ при 500°С. Выжигание кокса из катализатора при постоянной температуре 500°С ведут 50 мин до стабилизации массы образца катализатора. В результате окислительной обработки катализатора было удалено 80% от накопленного кокса. После увеличения температуры регенерации и обработки катализатора регенерирующим газом (N₂+O ₂) при 520°С в течение последующих 30 мин и при 550°С в течение еще 20 мин были удалены полностью все остаточные коксовые отложения с поверхности цеолита монофункционального катализатора. Общее время выжигания кокса составило 100 мин в диапазоне температур 500-550°С.

Как видно из приведенных примеров и представленных в таблице 1 результатов, предлагаемый способ позволяет проводить удаление коксовых отложений с поверхности регенерируемого катализатора в более мягких условиях, заключающихся в уменьшении температуры (с 600 до 550°С) и времени регенерации (от 210 до 100 мин) монофункционального цеолитного катализатора, при этом получить углеводороды C₅₊ с селективностью и выходами на поданный синтез-газ (в расчете на СО+Н₂ ) не хуже, чем в прототипе.

Таблица 1 Сравнение параметров и показателей процессов превращения синтез-газа по прототипу и заявляемому способу.
Условия опыта и основные показатели	ПРИМЕРЫ
	1	2	3	4	5	6
Катализатор в 1-й реакционной зоне	Zn-Cr+ZSM-5	Zn-Cr+ZSM-5	Zn-Cr+ZSM-5	Zn-Cr+ZSM-5	Zn-Cr+ZSM-5	Zn-Cr+ZSM-11
Катализатор во 2-й реакционной зоне	ZSM-5	ZSM-11	ZSM-5	ZSM-5	ZSM-5	ZSM-11
Кратность циркуляции	80	150	30	24	20	15
Давление, атм	80	60	80	80	80	80
Температура в 1-й реакционной зоне, °С	380	340	420	400	380	400
Температура во 2-й реакционной зоне, °С	400	340	400	380	400	340
Объемная скорость исходного синтез-газа*, ч-1	740	870	1100	800	700	670
Объемные соотношения в исходном синтез-газе:
Н2/(СО+CO 2)	2,1	1,9	2,0	2,0	2,0	2,0
H 2/CO2	225,7	660	336	643	643	94,6
CO/CO2	106,7	339	168	325	325	45,9
Конверсия СО, %	95	89	92	92	89	84
Селективность по фракции C5+ , мас.%	80,5	70,9	77,4	80,8	80,0	79,2
Выход фракции C5+ на поданный CO+H 2, г/нм3	155	122	143	151	144	131
Содержание СН3ОН+(СН 3)2O в продуктах реакции, мас.%	<0,3	<0,3	<0,3	<0,3	<0,3	<0,3
*в расчете на суммарный объем катализаторов

Таблица 2 Мольные отношения SiO2/Al2O 3 в используемых цеолитах бифункционального и монофункционального катализаторов и содержание железа в цеолите монофункционального катализатора по прототипу и заявляемому способу.
Цеолитный компонент	Мольное отношение SiO2/Al 2O3
	пример 1	пример 2	пример 3	пример 4	пример 5	пример 6
бифункционального катализатора	70	27	72	72	72	83
монофункционального катализатора	70	52	27	72	72	55
	Содержание железа, мас.%
	пример 1	пример 2	пример 3	пример 4	пример 5	пример 6
	<0,03	<0,03	0,34	0,81	0,62	0,98