在串联布置的反应器中转化合成气的方法.pdf

本发明涉及一种将合成气转化为液体烃的方法，它在至少两个串联布置的反应器中进行，在反应器中包含有至少一种悬浮在液相中的固体催化剂的催化剂悬浮液，其中所述反应器基本上被完美混合，最后一个反应器的进料的至少一部分是在至少一个其它反应器出口处收集的至少一种气态馏分的至少一部分，至少一个反应器要喂以直接从另一个反应器得到的催化剂悬浮液流，从一个反应器得到的至少一个催化剂悬浮液流至少被部分分离，以便获得基本上不含催化剂的液体产物和循环利用的富催化剂的催化剂悬浮液。即待公开的图是图8。

1.  将合成气转化为液体烃的方法，它在至少两个串联布置的反应器中进行，在反应器中包含有至少一种悬浮在液相中的固体催化剂的催化剂悬浮液，其中所述反应器基本上被完美混合，最后一个反应器的进料的至少一部分是在至少一个其它反应器出口处收集的至少一种气态馏分的至少一部分，至少一个反应器要喂以直接从另一个反应器得到的催化剂悬浮液流，从一个反应器得到的至少一个催化剂悬浮液流至少被部分分离，以便获得基本上不含催化剂的液体产物和循环利用的富催化剂的催化剂悬浮液。

2.  根据权利要求1的方法，其中各个反应器通过直接送到另一个反应器中的悬浮液流而与至少一个另外的反应器相连。

3.  根据权利要求1或2的方法，其中所述催化剂含量高的催化剂悬浮液循环到最后一个反应器R3中，从而使该最后一个反应器与其它反应器，如一个或多个反应器(R1、R2)相比富含催化剂悬浮液。

4.  根据权利要求1-3任一项的方法，包括在几个平行操作的第一反应器中进行的第一反应段，其中从这些第一反应器中排出的气态馏分合并、经过处理并送往最后一个反应器。

5.  根据权利要求4的方法，其中测定在第一反应器中进行的转化从而使所有的反应器尺寸相同。

6.  根据权利要求1或2的方法，其中液体的Peclet数低于8。

7.  根据权利要求1-3任一项的方法，其中气体的Peclet数低于0.2。

8.  根据权利要求1-3任一项的方法，其中气体的Peclet数低于0.1。

9.  根据权利要求1-5任一项的方法，其中在每一反应器的出口处，气相均与含悬浮态催化剂的液相分离开来。

10.  根据权利要求1-9任一项的方法，其中催化剂由多孔无机基质和至少一种在该基质上沉积的金属形成，藉此，催化剂以直径低于200微米的颗粒形式悬浮在液相中。

11.  根据权利要求1-10任一项的方法，其中确定在串联布置的反应器入口处导入合成气时的分配以便使用尺寸相同的反应器。

12.  根据权利要求1-11任一项的方法，其中从最后一个反应器排出的气态馏分在用于制备进料到所述反应器的合成气的阶段中循环。

在串联布置的反应器中转化合成气的方法
先有技术
通过费托合成生产液体燃料为远离主市场的气藏的利用开辟了卓有意义的前景。这些发展的前提条件是必须降低成本，最主要是降低投资成本以提高这一领域的收益。
实现这一目标的途径之一包括进行规模化操作以降低所得每吨液体产品的投资成本。
用于促进合成反应的以液相(“浆液”)中悬浮液形式使用的催化剂的利用使得能够形成非常大的尺寸均一的反应器，并且达到非常高的产能，例如用单个三相反应器每天达到10000桶。
这种三相反应器包括悬浮在溶剂中的催化剂，所述溶剂在反应中通常为惰性，这种反应器通常被称为浆液反应器。在不同类型的浆液反应器中，特别公知的是完美搅拌的高压釜型反应器或者在可变流体动力条件下操作的泡罩塔型反应器，它们从完美搅拌的反应器一直延伸到以活塞模式操作而不存在分散的反应器，这两者均用于气相和液相。
近来，在费托合成中考虑使用这种型式的反应器而不是传统的固定床反应器，因为这种固定床反应器的缺点是不容易驱散反应中放出的热。
因此，专利US 5 961 933和US 6 060 524描述了一种用于费托合成的可以泡罩塔型浆液反应器操作的方法和设备。在这两个专利中，浆液反应器包括内或外液体循环体系，这使得能够对于每一费托反应器来说都达到较高的产能。
专利申请WO 01/00595描述了一种在三相反应器，优选泡罩塔型三相反应器中由合成气合成烃的方法，其中，液相的流体动力条件使得液相的Peclet数大于0并小于10。此外，气体的表面速度优选低于35cm.s^-1。
专利EP-B-450860描述了一种可以以最佳方式操作泡罩塔型三相反应器的方法。该专利设法将这种类型的单一反应器的操作最佳化。其表明，性能水平主要取决于气相的分散(气相的Peclet数)和将催化剂以悬浮液形式保持在液相中。特别是，气相的Peclet数绝对必须大于0.2。因此，该专利建议，只要关注气相(Peclet数接近于0)，就不使用基本上完美搅拌的反应器，因为这类反应器会导致性能水平不足。
因此，这一方法与某些限制，特别是与轴向混合现象相关联的限制相违背。为了促进气-液传质、固液传质和热交换，有利的是对存在的液相和气相剧烈搅拌以增加轴向混合。另外，对于大直径，例如8-11米的反应器来说，存在显著的内循环运动，这会致使液相发生非常重要的混合。这些现象就气-液传质、固液传质和热交换而言是有利的，但是非常大的混合可能会妨碍反应的进程。
本发明的方法旨在通过把至少两个三相反应器，优选至少三个三相反应器结合起来来克服这些问题。实际上可观察到，剧烈混合的这一系列反应器的结构可以使反应的进展恰如其分并同时促进热量的逸散。这一流程可以实现希望产品的高产能，即，产品基本上是基本上具有高于5个碳原子数，优选高于10个碳原子数的烃，与此同时限制轻质产物(C1-C4)烃的生成。
发明内容
本发明涉及一种烃的合成方法，所述烃在其分子中优选具有至少两个碳原子，更优选在其分子中具有至少5个碳原子，该方法是通过使主要包含一氧化碳与氢气的气体在反应区中接触而实现的，所述反应区包含固体颗粒的液体悬浮液，其中在所述液体中包括反应的固体催化剂颗粒。所述催化剂悬浮液也称为浆液。因此，本发明的方法在三相反应器中使用。本发明的方法将优选用于泡罩塔型三相反应器中。
本发明的方法是将合成气转化为液体烃的方法，它在至少两个串联布置的反应器，优选至少三个串联布置的反应器中进行，在反应器中包含至少一种悬浮在液相中的催化剂，其中所述反应器被完美搅拌，最后一个反应器的进料的至少一部分是在至少一个所述反应器出口处收集地至少一种气态馏分的至少一部分，在最后一个反应器排出的液相产物与催化剂的混合物至少被部分分离，以便获得基本上不含催化剂的液体产物和循环利用的富催化剂的液体馏分(富催化剂的催化剂悬浮液，或者浓缩的催化剂悬浮液)。
使用的各个反应器均为泡罩塔型反应器，其中气体与非常细小的液体/固体混合物接触(根据英语技术术语为“浆液”反应器或者“泡罩塔浆液”)。
使用的催化剂可以具有非常各异的性质，并且通常包含至少一种金属，该金属优选选自新周期表第5-11族的金属。
催化剂可以包含至少一种活化剂(又称促进剂)，其优选选自新周期分类第1-7族元素。这些促进剂可以单独或结合使用。
基质通常是多孔物质，并且往往是多孔无机难熔氧化物。例如，该基质可以选自氧化铝、二氧化硅、氧化钛、氧化锆、稀有金属或至少两种这些多孔无机氧化物的混合物。
通常，悬浮液可以包含10-65重量％的催化剂。催化剂颗粒的平均直径最通常是在约10微米-约100微米之间。更细的颗粒可以任选通过研磨，即起始催化剂颗粒的破裂来制备。
在本发明的方法中，各个反应器均进行剧烈搅拌并接近于完美的混合条件。因此，本发明的反应器定义为接近于完美搅拌的反应器，有利的是，可以使用Peclet数作为可用来度量所述反应器搅拌程度的标准。
因为反应在液相中进行，所以对该相的流体动力的控制是很重要的。对于每一个反应器来说，可以对液相适用活塞分散模式，因为它非常适用于连续相。与此模式相关的Peclet数为Peliq＝VI*H/D_ax，其中VI是反应器中液体的速率，H是催化剂床的膨胀高度，D_ax是轴向分散系数。它将优选低于10，更优选低于8。这种模式不太适合于表示气相中的混合现象。虽然如此，但如果用它来解释示踪实验，在测定Peclet数时，例如由出口处浓度分布的变化来测定Peclet数时，看起来有可能达到优选低于0.2的值，优选低于0.18，更优选低于0.15，甚至更优选低于0.1，甚至低于0.05，在某些情况下低于或者等于0.03。
在非常大直径，例如大于6厘米的反应器情况下，这些条件更容易结合。但是，当反应器直径较小时，通过调节流体动力条件，也有可能促进搅拌并因此促进气-液和液-固传质。这种搅拌可以通过本领域技术人员已知的所有方式实现，特别是，例如，通过用反应器中的内构件或诸如再循环环管的外部再循环装置使液相形成再循环运动。
如果所述气相以直径不超过，例如几微米的气泡形式细分散，则气相中的混合作用将会得到提高。另外，这种条件也有利于反应动力学。
为了促进反应进程，在本发明的方法中使用至少两个，优选至少三个串联布置的反应器。这可以另外使合成气的注入交错排列，这也是本发明的另一个目的。通过这种方式，可以使串联布置的反应器获得最佳配置。特别是，当目标是实现高串联能力以利用规模经济时，一般来说，反应器的最大直径会因设计与道路运输而受到限制，该直径可以是，例如11米。在这种情况下，为了获得最大的生产能力，使用相同直径的反应器是有利的，并且这可以通过调节送往各个反应器的合成气量来实现。
各个反应器在操作时，温度优选为180℃-370℃，优选180℃-320℃，更优选200℃-250℃，压力优选为1-5Mpa，更优选1-3Mpa。
总之，本发明的方法是一种将合成气转化为液体烃的方法，它在至少两个串联布置的反应器中进行，在反应器中包含至少一种悬浮在液相中的催化剂，其中所述反应器基本被完美搅拌，最后一个反应器的进料的至少一部分是在至少一个所述反应器出口处收集的至少一种气态馏分的至少一部分，在最后一个反应器排出的液相产物混合物与催化剂至少被部分分离，以便获得基本上不含催化剂的液体产物和循环利用的富催化剂的液体馏分。本发明的方法优选包括至少三个串联布置的反应器。
在本发明的方法中，液体的Peclet数优选低于8，并且独立地，气体的Peclet数优选低于0.2，更优选低于0.1。
根据本发明方法的优选操作模式，在每一个反应器的出口处，气相与在悬浮液中包含催化剂的液相分离开来。更优选，从第一个反应器排出的气态馏分经合并、处理并送往最后一个反应器的入口处，非常优选，从最后一个反应器排出的气态馏分循环回合成气生成段的入口处。
根据本发明方法的优选操作模式，合成气的导入在串联布置的反应器的入口处进行分布从而使所有的反应器尺寸相等。
本发明方法的催化剂优选由多孔无机基质和至少一种在该基质上沉积的金属形成。该催化剂优选以直径优选低于200微米的颗粒形式悬浮在液相中。
以下描述本发明的若干可能的实施方案。在所示附图中，相同的流程(flow)或设备部件，标号相同。
实施例1
本发明可能有若干实施方案，其中之一示于图1。
在本发明方法的设置的这一实施例中，使用三个串联布置的反应器。合成气经由管线100到达，并被送往第一反应器R1，在R1中，合成气分散在由循环的反应产物形成的液相中。在该第一反应器R1的出口处，形成的包含有悬浮态催化剂的液体产物混合物(催化剂悬浮液)以及没有反应的气体经由管线101以分散相的形式排出。通过管线102导入第二合成气原料，所得混合物经由管线103被送往第二反应器R2中。在该第二反应器R2的出口处，包含有悬浮态催化剂的液体产物混合物以及没有反应的气体经由管线104以分散相的形式排出。通过管线106导入第三合成气原料，所得混合物经由管线107被送往第三反应器R3中。在该第三反应器R3的出口处，包含有悬浮态催化剂的液体产物混合物以及没有反应的气体经由管线108以分散相的形式排出。气相与液相在分离器SL中分离开来。该气相经管线111排出，经过处理并再循环利用。含有悬浮态催化剂的液相(催化剂悬浮液)则送往分离与过滤系统SC中。与催化剂分离开的液相经管线110排出，而富催化剂的液相(浓缩的催化剂悬浮液)则经过管线109再循环回到第一反应器R1中。
实施例2
根据本发明的方法，可以任选进行中间分离。特别是，可以如图2流程所示，在各个反应器的出口处分离出残余的气态馏分。
残余的气态馏分在各个反应器的出口处通过分离器SL1、SL2和SL3分离。
这就避免把从一个反应器排出的含有残余气态馏分的覆盖气体(cover gases)和水送到下一反应器中。分离器SL1、SL2和SL3，例如通过滗析进行操作，这可通过在分离罐中提供充分的停留时间实现。通过管线111、112和113以这种方式收集的气态馏分经过合并、处理并循环利用。
通过管线111、112和113收集的气态馏分中包含水、二氧化碳、轻质烃以及一氧化碳与氢气的混合物。将在一个反应器出口处收集的一氧化碳与氢气的混合物送到下一个反应器(未示出)中是有利的。
其它的流程或设备与图1中相同。
实施例3
在图3所示的实施方案情况下，在反应器R1和R2的出口处通过管线112和113收集的气态馏分被合并并经过处理。气态混合物首先在换热器-冷凝器C1中冷却，使水冷凝，从而得到在S4中分离的三相混合物：经由管线114排出的水相、经由管线115排出的液烃相、和经由管线116排出的气相。气相送往处理区T1中，从而分离出至少一部分其中包含的二氧化碳。如此分离得到的富二氧化碳的气态馏分经由管线117排出。处理区T1可以使用用于分离二氧化碳的各种已知方法。例如，可以使用用溶剂，例如胺、或者物理溶剂，如致冷的甲醇、碳酸二丙酯或四甘醇二甲醚(DMETEG)洗涤的方法。也可以使用以例如吸附分离或选择性膜分离为基础的任何其它方法。所得气态混合物，即从处理单元T1中经由管线106排出的气态混合物中一氧化碳和氢气含量高，同时也包含有轻质烃，特别是甲烷，被送到最后一个反应器的入口处。它任选可与添加的在合成气生成区(未示出)得到的一氧化碳与氢气的混合物混合。通过管线106到达的以及没有在反应器R3转化的轻质烃经管线111排出并可以循环到合成气生成区的入口处。
实施例4
在图4中示出了另一个可能设置的实施例。
合成气经由管线100被送往反应器R1。在反应器R1的出口处，气相与液相在分离器SL1中分离。从分离器SL1排出的气相在换热器C1中冷却。这一致冷作用导致水相冷凝，并且该冷凝相经由管线210排出；此外，轻质烃的冷凝相经管线211排出。所得气相经由管线113排出并被送往反应器R2，其在反应器R2的入口处与经管线102到达的合成气进料混合。在反应器R2的出口处，气相与液相在分离器SL2中分离。从分离器SL2排出的气相在换热器C2中冷却。这一致冷作用导致水相冷凝，并且该冷凝相经由管线212排出；此外，轻质烃的冷凝相经管线213排出。所得气相经由管线112排出并与经管线106到达的合成气进料一起被送往反应器R3。在反应器R3的出口处，气相与液相在分离器SL3中分离。从分离器SL3排出的气相在换热器C3中冷却。这一致冷作用导致水相冷凝，并且该冷凝相经由管线213排出；此外，轻质烃的冷凝相经管线214排出。
通过管线200、201和202从分离器SL1、SL2和SL3中排出的含有悬浮态催化剂的液体产物被以混合物的形式送到分离器SC中，其中，通过管线110排出的液体产物与富催化剂的液相(浓缩的催化剂悬浮液)分离开来，所述富催化剂的液相循环到反应器R1、R2和R3中。
在图4的流程中，分离器SL1、SL2和SL3表现为与反应器R1、R2和R3分离开来。作为一个备选方案，从各个反应器中排出的气相可以在反应器本身中与含悬浮态催化剂的液相分离，这样，含催化剂的液相可以随后将以被监测的含量排出。
实施例5
该实施例描述了允许催化剂在各个反应器之间循环的实施方案。图5示出相应的流程图。
借此，对每个反应器进行剧烈搅拌，在每个反应器底部导入的催化剂均匀分布在整个占据着反应器的液相中。在图5所示的实施方案中，未转化的气态馏分在各个反应器的顶部释放，而含悬浮态催化剂(催化剂悬浮液)的液相则溢流并通过简单的重力作用循环向下一个反应器的底部。确保从一个反应器流向另一个反应器的转移路线应当设计得尽可能显示出最均匀的倾斜度。在最后一个反应器的出口处收集液相，并至少将其与其中包含的催化剂部分分离并过滤，然后经由管线110排出。在残余的液相中以悬浮液的形式保留的催化剂(浓缩的催化剂悬浮液)与该液相一起通过虚线所示的线路循环回第一反应器中。
当用于分离的设备，特别是用于释放气相的设备如实施例2、3和4中所示处于每一反应器的出口处时，也可以进行这一实施方案。
在各个反应器的出口处，可以进行分离，得到产品液相与返回到反应器的富催化剂的液相。在这种情况下将使用与反应器一样多的分离设备而不是单一的分离设备SC。
图6和7示出两个在本发明的方法中可以使用的带有循环的反应器装置图。这些反应器包括内部换热器，其，例如优选由管式冷却束组成。
这些反应器具有进料口和出口，其中，水通过管线1返回，生成的蒸汽通过管线2排出。用于分散原料的系统4也置于反应器的内部。它可以是通过管线3进料的气态原料(合成气)的分配器盘。包含有悬浮态催化剂的液体原料可以通过相同的管线导入，这样就形成逆流而上的气体/液体/固体混合物，图6和7中通常就是这样。也可以使用单独的进料口，其中只有气体通过分散系统进料。在图7中，通过设计反应器可改进内循环。
实施例6
图8描述了本发明反应器的另一种排列方法，其中催化剂有特定的循环：如实施例3中那样，装置包括两个(第一)反应器R1、R2，它们用经过管线100与102进料的合成气平行操作，还有反应器R3，它与反应器R1和R2串联操作，使用的是经由管线101和104由反应器R1和R2中得到的未转化的剩余合成气。该剩余合成气，或者是说第一段气体，在经由管线112进料到反应器R3中之前，在单元S1中进行处理(这是有利的)，主要用于消除水和任选的二氧化碳。因此，S1区可以相当于图3中的设备C1和S4，任选外加该图中所示的处理区T1。图8装置的特定排列，相应于图3的装置来说，与催化剂，即至少一种固体催化剂在通常由反应产物组成的液相中所形成的催化剂悬浮液的循环有关。该催化剂悬浮液在不同的反应器之间至少部分逆流循环，由此，一个催化剂悬浮液物流从最后一个反应器R3(相对于合成气的循环来说是最后一个反应器)经由管线221循环到第一反应器R2中。另一个催化剂悬浮液物流从反应器R2经由管线222循环到反应器R1中，第三个催化剂悬浮液物流从反应器R1经由管线223、分离区SC、然后经由管线109循环到反应器R3中，随后在管线109中，(相对更)浓缩的催化剂悬浮液循环，借此，通过管线110排出纯液体流。
作为一个选择方案，反应器R1中并不喂以从R2得到的催化剂悬浮液，而是喂以从R3得到的催化剂悬浮液，该催化剂悬浮液从管线221的起始端开始，然后在虚线所示管线224中循环，这样，通过这种选择方式，从反应器R2排出的催化剂悬浮液就通过管线222、然后是虚线所示管线225、之后是管线223被送往SC区。
在这两种配置中，悬浮液流从最后一个(或者从一个最后的)反应器R3(直接，即，不经过分离区)循环到在前的或者第一个反应器R1或R2中(相对于合成气的循环而言)，并将从分离区SC得到的相对浓的悬浮液流喂料到最后一个或一个最后的反应器R3中。
这些配置的一个优点是由于最后一个反应器R3在操作时使用比在前的或第一个反应器R1和/或R2浓度高的催化剂悬浮液。实际上，由于在R3中生成液相产物，所以反应器R3中催化剂悬浮液的平均(催化剂)浓度要低于通过管线109喂入到R3中的悬浮液浓度。更一般地，离开反应器的催化剂悬浮液比喂料到这一相同反应器中催化剂悬浮液的浓度要低。在最后一个反应器中具有相对较高浓度的催化剂悬浮液的优点在于它可以补偿不太有利的操作条件。一方面，反应器R3，处于R1和R2的下游，其操作压力比R1和R2要低。另一方面，在反应器R1、R2中，合成气中反应物(H₂/CO)的含量低，而反应生成的惰性产物，特别是甲烷的含量却高。因此，由于这两种现象，在最后一个(或一个最后的)反应器中，反应物(H₂/CO)的分压要比在前的或者第一个反应器R1、R2中要低得多。使用比最后一个(或者一个最后的)反应器相对高的催化剂浓度可以补偿这种较低分压的影响，并能够在最后段中保持高的转化率。在第一反应器R1、R2中，催化剂的质量百分比可以是，例如20-35重量％，特别是25-32重量％。在反应器R3中，催化剂的质量百分比可以相对于第一反应器R1或者第一反应器R1、R2的百分比乘以K因子，该K因子为1.03-1.25，特别是1.06-1.20，例如1.08-1.18。
往往，在以前附图中所述的任一种不同的配置中，或者根据尽管没有描述但是对本领域技术人员来说显而易见的其它配置，至少一个反应器(R1、R2或R3)中要喂以(通常是直接，即不存在液体/催化剂悬浮液类型中间馏分的分离)从另一个反应器得到的催化剂悬浮液流。
通常，实施本发明方法的装置(根据在前附图的配置或者对本领域技术人员来说显而易见的其它配置)中，至少一个反应器喂以直接从另一个反应器得到的催化剂悬浮液流，从一个反应器得到的至少一个催化剂悬浮液流至少被部分分离以便得到基本上不含催化剂的液体产物和循环利用的催化剂浓度高(浓的)催化剂悬浮液。通常，各个反应器通过直接送到另一个反应器中的悬浮液流或者直接从该反应器得到的悬浮液流而与至少一个另外的反应器相连。
往往，催化剂浓度高的催化剂悬浮液循环到最后一个反应器(例如R3)中以便使该最后一个反应器相对于其他反应器，例如一个或多个反应器(R1、R2)来说富含催化剂悬浮液。
该方法可以特别包括在几个平行操作的第一反应器中进行的第一反应段，其中从这些第一反应器中排出的气态馏分合并、经过处理并送往最后一个反应器。可以测定在第一反应器中实现的转化率从而使所有的反应器尺寸相同。
在不背离本发明的范围情况下，可以使用，特别是以及通过非限定性实施例来使用对本领域技术人员来说显而易见的各种改进，“第一反应器”或“最后的反应器”的数目可以不同，例如为1-8个。反应段的数目可以为1-5个。上述反应器R1、R2和R3可以用反应区代替，该反应区任选集成有少量的反应器，等。
实施例7
本实施例表明根据附图4的实施方案的物料平衡。
流量为713吨/小时的合成气通过管线100到达，所述合成气的摩尔组成如下：
水：0.004
氢气：0.672
CO：0.311
甲烷：0.013
使用的方法包括3个反应器R1、R2和R3，它们基本上完美混合，且Peclet数为0.02-0.03。
反应器R1的操作温度为236℃，在反应器R1的出口处，分离后，通过管线200收集到66吨/小时液体产物，其包括87％摩尔分数的组分，且其分子包括至少10个碳原子。气相冷却后，得到234吨/小时水(管线210)、67吨/小时冷凝的烃(管线211)和347吨/小时压力为2.8Mpa的合成气，其经管线113通过与327吨/小时经管线102到达的合成气混合而被送往反应器R2中。
在反应器R2的出口处，分离后，通过管线101收集到63吨/小时液体产物。气相冷却后，通过管线12得到224吨/小时水；通过管线213得到76吨/小时冷凝物和；通过管线112得到311吨/小时合成气，其通过与239吨/小时经管线106到达的合成气混合而被送往反应器R3中。
在反应器R3的出口处，通过管线202收集到58吨/小时液体产物。气相冷却后，得到205吨/小时水、75吨/小时冷凝物和266吨/小时合成气。
总的转化率达到91％。
可以使用尺寸不同的反应器进行这一实施例。也可以通过改变用于反应器R1、R2和R3的温度和转化为液体产物的转化率，结合合成气的分配来使用尺寸相同的反应器。为了增加给定反应器的相对尺寸而改变条件时，可以通过增加合成气在该反应器入口处的相对流速和/或增加该反应器中的转化率和/或降低该反应器的温度来实现所述条件的改变。优选仅仅操控前两个参数，而使三个反应器的温度基本上保持相同。在前述实施例中，所提到的条件可以用在相似压力(仅仅是压降不同)下操作并保持相同的236℃温度的尺寸相同的反应器来获得。