Спосіб одержання метанолу

Спосіб одержання метанолу шляхом контактування газової суміші, яка містить оксиди вуглецю, водень та інерти, з каталізатором, який містить мідь, при температурі 190-290°С, тиску 5,010,0 МПа і об'ємній швидкості 4500-100000 год 1 , який відрізняється тим, що вихідну газову суміш, яка містить 1,0-33,7% об оксиду вуглецю, 0,322,5% об дюксиду вуглецю при об'ємному відношенні водню до суми оксидів вуглецю, яка дорівнює 1,91-5,60, а також 0,5-50,0% об азоту, послідовно пропускають через каскад проточних реакторів в одну стадію, причому, метанол і воду виділяють після кожного реактора де свіжий газ подають у реактор, який працює без циркуляції газової суміші, а також газ, який не прореагував після конденсації метанолу, подають як свіжий газ у реактор з циркуляцією свіжого газу Проточний реактор працює ізотермічне (заявка ФРН 3518362 МКІ С07С 31/04 з 22 05 85р оп27 11 86р) Недоліком описаного способу виявляється використання компресорів великої потужності для циркуляції газової суміші на другій стадії, отже значні витрати енергії Ближчим по сукупності ознак до заявляемого винаходу виявляється спосіб одержання метанолу контактуванням газової суміші, яка вміщує оксид вуглецю, дюксид вуглецю і водень, з каталізатором, який містить мідь при температурі 190 - 290°С і тиску 5 - ЮМПа у дві стадії На першій стадії каталізатор який містить мідь приводять у контакт з газовою сумішшю, яка містить 5 - 30%об оксиду вуглецю, 10,3 - 20,0% об дюксиду вуглецю при об'ємнім відношенні оксиду вуглецю до дюісиду вуглецю 0,25 - 87,6 і об'ємнім відношенні водню до суми оксидів вуглецю 2 - 3,65 Цю стадію здійснюють у реакторі проточного типу у каскаді яроточних реакторів при об'ємній швидкості вихідної газової суміші 4506-100000ч \ при цьому одержують газову суміш, яка містить оксид вуглецю, дюк О 1 Ю сид вуглецю, водень, пари метанолу і 10,02 1,38% об, паров води, указані пари метанолу і води видаляють із газової суміші За лишок газової суміші, яка містить оксид вуглецю, дюксид вуглецю і водень, подають на другу стадію, котру здійснюють у реакторі при циркуляції газової суміші з 1 об'ємною швидкістю 7000 - 15000ч одержуючи після другої стадії газову суміш, яка містить оксид вуглецю, дюксид вуглецю і водень пари метанолу і води, котрі видаляють із газової суміші (заявка PGT 88/00580, МКІ C07G 29/15 з 23 07 87 роп, 28 01 88р) До недоліків зазначеного способу відноситься низька питома продуктивність каталізаторутякий містить мідь, на другій стадії, створююча у залеж3 ності від умов синтезу 0,40 - 0,68т/м час незначний вклад метанолу, одержаного на першій стадії у загальну КІЛЬКІСТЬ ОТ 5,42 до 78,33, високі швидкості циркуляції газової суміші Це припускає використання компресорів великої потужності і значні витрати енергії для циркуляції газової суміші, що значно погіршує техніко-економічні показники процесу Другим недоліком зазначеного способу є обмежений діапазон змінення концентрацій компонентів, які входять до складу вихідних газових сумішей Існуючи методи конверсії вуглеводнів дозволяють одержувати гази з більш високим вмістом оксиду вуглецю і азоту, ніж заявлені у прототипі для переробки у метанол Так, високотемпературною конверсією вуглеводнів одержують газові суміші з вмістом оксиду вуглецю більше 33% об , а пароповітряною конверсією - гази з вмістом азоту більше ніж 40% об Запропонованим у прототипі способом неекономічне переробляти у метанол гази як з високим вмістом оксиду вуглецю (більше 30% об,), так і високим вмістом азоту, хоча на промислових площадках існує така необхідність У першому випадку співвідношення реагуючих компонентів стає нижче стехіометричного і зменшується степінь перетворення оксидів вуглецю у метанол із-за недостачи водню у циклі У другому випадку при використанні газів з високим вмістом азоту різко зменшується питома продуктивність каталізатору внаслідок низького вмісту реагуючих компонентів оксиду вуглецю 5дюксиду вуглецю і водню у газі, безпосередньо контактуючих з каталізатором При цьому неможливо досягти прийнятних економічних показників процесу із-за високих затрат енергії на циркуляції газу, який складається переважно Із азоту - інертного компоненту у синтезі метанолу В основу винаходу поставлена задача удосконалення способу одержування метанолу у котрім, дякуючи проведенню процесу у каскаді проточних реакторів в одну стадію, виключаються затрати енергії на циркуляцію газової суміші і упрощується технологічна схема процесу при зберіганні високої питомої продуктивності каталізатору І високої степені перетворення оксидів вуглецю у метанол Поставлена задача вирішується тим, що у зазначеному способі метанол одержують контактуванням газової суміші, яка містить оксиди вуглецю і водень, з каталізатором, який містить мідь при температурі 190 - 290°С, тиску 5 - ЮМПа і об'ємній швидкості 4500 - 18550ч ,при цьому ВІДПОВІДНО ДО винаходу, вихідну газову суміш, яка містить 1,0 57714 33,7% об, оксиду вуглецю, 1,3 - 22,5% об дюксиду вуглецю при об'ємнім відношенні водню до суми оксидів вуглецю 1,91 - 5,60, а також 0,5 - 50,0% об азоту і послідовно пропускають через каскад проточних реакторів, до того ж метанол і воду виділяють конденсаціей між ступенями каскаду Суттєвими визначними ознаками запропонованого способу одержання метанолу виявляються такі метанол одержують у двох або більше реакTopaxfпрацюючих без циркуляції газової суміші, послідовно з'єднаних між собою у каскад, з виділенням метанолу і води після кожного реактору, вихідна газова суміш, яку подають у перший пробочний реактор містить 1,0 - 33,7% об оксиду вуглецю,0,3 - 22,5% об дюксиду вуглецю при об'ємнім відношенні водню до суми оксидів вуглецю 1,91 - 5,60, а також 0,5 - 50,0% об азоту В якості сировини для синтезу метанолу можно застосовувать газові суміші, які одержують із різноманітної сировини з використанням різних технологічних процесів, також ВІДКИДНІ гази других підприємств Як показують дослідження, для одержування метанолу у каскаді проточних реакторів можно переробляти гази у широких межах змінювання концентрацій реагуючих компонентів, досягає при цьому високої продуктивності каталізатору 0,45 - 2,85т СНзОН/м3 час при високій степені конверсії оксидів вуглецю от 69,50 до 93,85% Запропонована межа об'ємного відношенню Н2/СО + ОСЬ яка рівняється 1,91 - 5,69, для вихідної газової суміші обрана із слідуючих міркувань Зниження об'ємного відношення Нг/СО + ОСЬ меньше 1,91 призводить до зниження степені перетворювання оксидів вуглецю у метанол із-за нестачи водню у вихідному газі, при цьому у послідуючих реакторах співвідношення реагуючих компонентів різко видаляється від стехіометричного Верхня межа по об'ємному відношенню Нг/СО + СО2 рівняється 5,60 визначається тим, що при більш високих відношеннях зменшується питома продуктивність каталізатору із-за низької КІЛЬКОСТІ ОКСИДІВ вуглецю у ВИХІДНІМ газі Нижня межа КІЛЬКОСТІ оксиду вуглецю у ВИХІДНІЙ газовій суміші 1% об пояснюється тим, що при низьких концентраціях оксиду вуглецю вода різко гальмує синтез метанолу, так як утворюється по двом реакціям, як по реакції І, так і по реакції II, котра із-за нестачи СО протікає у напрямі гідрування дюксиду вуглецю, СО2 + ЗН2 о СНзОН + Н2О (І) СО 2 + Н 2 о С О + Н2О (II) У випадку використовування газу з низьким відношенням СО/СО2, як видно із таблиці, знижається питома продуктивність каталізатору збільшується КІЛЬКІСТЬ проточних реакторів у каскаді, що приводить до збільшення капітальних та експлуатаційних витрат Верхня межа КІЛЬКОСТІ оксиду вуглецю 33,7% об пояснюється тим, що при більш високій КІЛЬКОСТІ О відношення реагуючих компонентів ставиться значно нижче стехіометричного, що приводить до зниження степені перетворення оксидів вуглецю у метанол із-за нестачи водню у вихідному газі Нижня межа КІЛЬКОСТІ дюксиду вуглецю у ВИХІДНІЙ газовій суміші 0,3% об пояснюється тим, що при подальшому зниженні КІЛЬКОСТІ СО2 у газі швидкість синтезу метанолу різко зни 57714 жується, а у відсутності ССЬ реакція синтезу метанолу взагалі не проходе (Каган Ю Б , Розовський О Я , Лін Г Д і др Кінетіка і каталіз, 1975, т 66, № З, стор 809) Обмеження верхньої межі по дюксиду вуглецю до 22,5% об пояснюється тими ж причинами, що і обмеження верхньої межі по оксиду вуглецю Крім того, при більш високому вмісту дюксиду вуглецю у вихідному газі внаслідок зниження швидкості процесу зростає КІЛЬКІСТЬ реакторів у каскаді, якщо необхідно забезпечити високу спрацьованість оксидів вуглецю Верхня межа по азоту до 50% об, пояснюється тим5що азот виявляється Інертним компонентом і збільшення його концентрації у вихідному газі тягне за собою зниження вмісту реакційне здатних компонентів - дюксиду вуглецю, оксиду вуглецю і водню Тим самим знижується питома продуктивність каталізатору і стає економічно недоцільним переробляти у каскаді реакторів гази з більш високим вмістом азоту Ці негативні явища ще більш виявляються (при високому вмісту азоту -до 50% об) у відомих циркуляційних схемах, де необхідні більші затрати енергії на циркуляцію газу, який складається переважно з азоту Пошук, проведений по джерелам науковотехнічної і патентної інформації показав, що сукупність усіх істотних ознак заявляемого технічного рішення невідома Тому можно вважати, що запропонований спосіб одержання метанолу відповідає вимогам новизни, так як невідомий із рівня техніки Порівнювальний аналіз істотних ВІДМІННИХ ознак заявляемого способу і відомих ознак показує, що ці ознаки застосовані уперше А уся сукупність істотних ознак заявляемого технічного рішення дозволяє одержати новий результат спростити технологічну схему і поліпшити технікоекономічні показники процесу при високій степені перетворювання оксиді вуглецю у метанол Таким чином можно зробити висновок проте, що заявлявши спосіб відповідає вимогам винахідницького рівня Сутність запропонованого способу міститься у слідую чому Вихідну газову суміш, яка містить 1,0 - 33,7% об, оксиду вуглецю, 0,3 - 22,5% об дюксиду вуглецю при об'ємному відношенні Нг/СО + СО2 = 1,91 - 5,60 під тиском 5 - ЮМПа подають у теплообмінник, де нагрівають до температури 200°С Нагріту газову суміш подають у перший по ходу газа проточний реактор з Інтенсивним тепловідходом, наприклад, у трубчатий реактор У реакторі вихідний газ контактує з каталізатором, який містить мідь, наприклад, з мідь-цинк-алюмінієвим (53,2%мас, CuO, 27,1% мас ZnO, 5,5% мас АІ2О3), або мідь-цинк-хромовим (56,0% мас CuO, 25 ± 2% мас ZnO, 17 + 2% мас СГ2О3) У процесі реакції утворюється метанол і вода Тепло реакції використовується, наприклад, для одержання пари, котру можно застосовувати у технологічних целях При цьому температура газової суміші на виході із реактору незначно перевищує температуру вихідної газової суміші на вході у реактор Газова суміш, яка виходить із проточного реактору і містить у собі оксиди вуглецю, водень, пари метанолу і води, поступає у теплообмінник для відводу тепла, а потім із неї виділяють у сепараторі метанол і воду Газову суміш, яка виходить із сепаратору і містить оксиди вуглецю і водень підігрівають у теплообміннику і подають у другий проточний реактор У залежності від умов процесу КІЛЬКОСТІ І складу вихідного газу, об'ємної швидкості, температури, тиску) каскад може включати різну КІЛЬКІСТЬ реакторів - два- і більше При цьому параметри роботи у всіх реакторах каскаду доцільно зберігати такими ж, що і у першому по ходу газу проточному реакторі Доказом здійснення запропонованого способу виявляються приведені нижче приклади Приклад 1 (порівнювальний) Метанол одержують у дві стадії на першій стадії у каскаді 13 трьох реакторів, на другій стадії у реакторі з рециклом газової суміші В перший проточний реактор подають вихідну газову суміш, де вона при температурі 251 - 265°С, тиску 8,6МПа і об'ємній швидкості 28060ч 1 контактує з 10м3 каталізатору, який містить мідь При цьому утворюється 24т/час метанолу Газову суміш, яка виходить із першого проточного реактору, після відділення метанолу і води направляють у другий проточний реактор де вона при температурі 255 264°С, тиску 8,0МПа і об'ємній швидкості 22602ч 1 контактує з 10м3 каталізатору, який містить мідь При цьому утворюється 22т/час метанолу Після другого реактору газову суміш направляють у третій проточний реактор Тут при температурі 258 264°С, тиску 8,0МПа і об'ємній швидкості 17847ч 1 одержують 18т/час метанолу Всього на першій стадії одержують 64т/час метанолу ,при цьому степінь конверсії оксидів вуглецю досягає 56,74% Газову суміш, яка не прореагувала на першій стадії після відділення метанолу і води подають на другу стадію у шахтний реактор, працюючий з рециклом, де при температурі 200 - 278°С, тиску 8,0МПа і об'ємній швидкості 12250ч 1 одержують 34т/час метанолу Загальна КІЛЬКІСТЬ метанолу, отриманого на першій і другій стадіях складає 98т/час, питома продуктивність 1м3 каталізатору 1909т метанолу в час Степінь перетворення оксидів вуглецю рівняється 90% Склад газових сумішей і умови проведення процесу приведені у таблиці Приклади 2 -12 Метанол отримують у каскаді із двох (приклади 2, 9), трьох (приклади 3, 4, 8, 10), чотирьох (приклади 5, 6) і шести (приклад 7) проточних реакторів Вихідну суміш під тиском подають у рекуперативний теплообмінник Нагріту газову суміш подають у проточний трубчатий реактор з інтенсивним тепловідводом, де вона контактує з мідьцинк-алюмінієвим каталізатором (приклади 2, 4 10), який містить 53,2% мас CuO, 27,0%мас ZnO, 5,5% мас АЬОз, або мідь-цинк-хромовим каталізатором (приклад 3), який містить 56,0% мас CuO, 26,0 ± 2% мас ZnO, 17 0 + 2% мас АІ2О3 Після охолодження газового потоку і конденсації метанолу і води газов, суміш в обумовленій КІЛЬКОСТІ нагрівають і подають у другий проточний реактор де вона знову контактує з каталізатором і тому подібне Умови проведення процесу, питомий коефіцієнт і питома продуктивність приведені у таблиці Із приведених у таблиці прикладів видно, що 57714 8 заявляємии спосіб відкриває можливості переробметанол (70 - 94%), завдяки тому, що виведення ляти у метанол газові суміші, одержані кожними продуктів реакції (метанолу і води) між ступенями відомими способами конверсії вуглеводнів, або каскаду усуває термодшамічне гальмування іми відкинуті гази, при цьому розширюється діапазон процесу Щоб у традиційній, циркуляційнній схемі концентрацій як реагуючих компоненті до 33,7% знизити гальмування пронесу продуктами реакції і об оксиду вуглецю проти 30% об у прототипі і до досягни практично повної (85 - 95%) переробки 22,5% об дюксиду вуглецю проти 20% об у прооксидів вуглецю у метанол, синтез необхідно вестотипі, так і інертів до 50% азоту у вихідних газоти при високих швидкостях циркуляції газу і інтенвих сумішах Із прикладів також видно, що питома сивному виводі із циклу жидких продуктів, що попродуктивність каталізатору по метанолу складає требує значних затрат енергії КІЛЬКІСТЬ реакторів у 3 0,45 - 2,84т/м час, тобто рівняється або перевищує каскаді і об'єм одиничного реактору залежать від аналогічний показник прототипу (0,52 складу газу і активності каталізатору Ввід чи вивід 3 1,09т/м час) і у кілька разів перевищує значення одного із реакторів у каскаді дозволяє легко регупитомої продуктивності каталізатору, яке досягалювати потужність установки, враховуючи ється у сучасній технології На сучасних промискон'юнктурний попит на метанол Здійснення залових установках одержання метанолу питома пропонованого способу у каскаді проточих реактопродуктивність каталізатору відносно невелика от рів вигідно відрізняє його від других відомих спо0,1 до 0,Зт/м3час під тиском 5МПа і до 0,4т/м3час собів, так як дозволяє повністю виключити витрати під тиском 8МПа Крім того, у запропонованому енергії на циркуляцію газу, спростити технологію способі при відсутності рециркуляції газової суміші процесу досягається висока степінь переробки сировини у Таблица НайменуПриклад Приклад Приклад Приклад Приклад Приклад Приклад Приклад Приклад Приклад вання пока1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 зників 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 КІЛЬКІСТЬ проточних 4 2 3 3 4 4 6 3 2 3 реакторів Тиск.МПа, 8,0 9,0 7,0 8,0 9,0 10,0 10,0 8,0 8,0 5,0 Перший реактор Склад газо10,0/ 22,5/ вої суміші, 7,5/7,89 1,0/1,719 1,0/1,396 1,0/1,434 1,0/1,314 0,3/0,763 3,0/2,420 1,5/1,99 10,991 17,582 % об СО2 ВХІД/ВИХІД Иг 67,4/ 67,51/ 67,7/ 67,7/ 67,7/ 73,5/ 75,0/ 75,0/ 84,0/ 73,0/ 61,97 41,232 53,294 51,019 55,099 61,151 83,831 37,788 77,470 61,401 0/0,70 0/0,105 0/0,048 0/0,080 0/0,075 0/2,664 0/7,973 0/0,027 0/1,519 0/0,139 н2о 4,4/5,04 0,89/1,607 0,8/1,156 0,8/1,211 0,8/1,110 0,9/1,229 1,0/1,136 0,5/0,889 0,5/0,657 1,0/1,425 N2 0,5/ СН4 0/0 2,14/3,863 0,5/0,722 0,5/0,757 0,6/0,814 0,5/0,568 0,5/0,889 0,5/0,657 0,5/0,71 0,694 CO 28,46/ 30,0/ 30,0/ 30,0/ 15,0/ 33,7/ 12,0/ 24,0/ 20,7/17,16 1,0/2,320 11,194 21,158 19,800 22,319 4,871 20,706 1,626 13,104 СНзОН 0/7,24 0/40,280 0/22,225 0/25,699 0/19,389 0/18,275 0/6,790 0/38,849 0/15,653 0/21,221 Витрати газу на вході у 137500/ 150000/ 150000/ 150000/ 140000/ 137500/ 140000/ 150000/ 137500/ 280000 реактор, 76170 103842 99077 108087 102527 121061 78786 114242 96532 нм3/час Н2/СО + СО2 ввих Газо- 2,40 2,29 2,18 2,18 2,18 2,94 3,19 1,91 5,60 2,86 вій суміші Т-ра на виході із реак265 250 220 280 250 250 250 250 250 250 тору, °С КІЛЬКІСТЬ ка ру, м3 Об'ємна ШВИДКІСТЬ, Ч і КІЛЬКІСТЬ СНзОН т/час 10 27,5 33,3 32 10 28 28,4 28 32 28,4 28000 5000 4500 4688 15000 5000 4842 5000 4688 4842 24,0 43,47 32,23 35,76 29,27 26,15 11,32 42,32 24,89 28,38 57714 10 Продовження таблиці 1 2 Питона продуісгив т 2,40 СН 3 ОН/м 3 ча с Степінь конверсії СО + 21,28 СО2 у метанол % Другий реактор Склад газової суміші, 8,53/8,99 % об СО 2 ВХІД/ВИХІД Н 67,05/ 61,07 2 н2о 0,01/0,88 N2 5,45/6,31 СН4 0/0 CO 18,56/ 14,55 СНзОН 0,40/8,20 Витрати газу на вході у 226020 реактор, 3 нм /час Т-ра на виході із реак264 тору, °С Кіль-сть к10 ру, м 3 Об шв-сть, 22602 ч1 Кіль-сть метанолу, 22,0 т/час Питома продуктив т 2,20 СН 3 ОН/м 3 ча с Степінь конверсії СО + СО2 у мета40,78 нол у 2-х реакторах, % Третій реактор Склад газо9,85/ вої суміші, 10,25 % об СО 2 ВХІД/ВИХІД Н 66,90/ 60,63 Н2О 0,01/1,19 2 N2 6,70/8,05 3 4 5 6 7 8 9 10 11 1,58 0,97 1,12 1,93 0,93 0,4 1,55 0,78 1,0 75,12 48,52 53,83 44,06 52,30 24,59 65,21 77,44 56,65 2,105/ 2,634 1,588/ 2,187 1,644/ 2,222 1,638/ 1,836 12,356/ 9,840 20,305/ 16,444 1,071/ 1,787 2,670/ 0,690 2,318/ 2,655 69,527/ 53,847 68,286/ 54,368 68,570/ 54,308 68,205/ 56,663 0/0,160 0/0,121 2,701/ 4,045 6,310/ 9,448 18,806/ 3,793 0,551/ 25,711 1,479/ 2,124 0,916/ 1,315 27,077/ 17,178 0,654/ 22,734 1,629/ 2,355 1,003/ 1,455 26,567/ 16,213 0,591/ 23,289 1,373/ 1,867 0,85/ 1,156 27,592/ 19,664 0,542/ 18,693 1,449/ 2,457 1,414/ 2,399 33,729/ 22,463 0,607/ 35,766 93,294/ 90,965 0,01/ 2,204 0,790/ 0,853 0,785/ 0,847 1,956/ 0,353 0,494/ 4,487 77,606/ 70,275 0/0,094 74,645/ 64,203 0,962/ 6,859 1,332/ 1,525 0,666/ 0,762 2,721/ 2,695 0,268/ 7,513 61,729/ 35,082 0/0,522 78,340/ 68,835 0,13/ 5,071 1,573/ 1,896 1,038/ 1,252 6,234/ 2,297 0,446/ 10,810 44924/ 30002 80904/ 56344 73540/ 50674 87155/ 64130 79881/ 66267 103187/ 90190 48000/ 28327 94760/ 87805 76286/ 58228 250 220 280 250 250 250 250 250 250 11,56 18 15 5,8 16 20 10 16 16,5 5000 4500 4903 15027 4993 5159 4800 5923 4623 10,84 17,90 16,56 16,72 9,95 9,34 14,31 5,22 13,26 0,94 0,99 1,10 2,88 0,62 0,47 1,43 0,33 0,80 93,85 75,46 78,78 70,74 72,20 44,82 84,75 93,68 83,12 2,497/ 3,365 2,515/ 3,074 2,904/ 2,490 11,107/ 6,684 18,782/ 15,102 2,185/ 3,293 2,983/ 2,417 70,258/ 59,988 70,841/ 59,988 69,625/ 58,866 0/0,355 0/0,215 2,743/ 3,961 3,069/ 4,173 2,093/ 3,087 75,044/ 64,799 0,054/ 6,561 1,782/ 2,050 54,747/ 30,646 0/0,49 82,029/ 72,784 0,033/ 6,301 2,259/ 2,635 84,142/ 80,652 0,004/ 1,035 2,822/ 3,259 0/0,47 0/0,064 3,826/ 5,858 0/0,38 1,8/ 2,358 0,894/ 1,172 16,548/ 6,556 0,833/ 16,599 Продовження таблиці 11 сн4 1 со СНзОН 2 0/0 15,90/ 11,56 0,44/2,59 Витрати газу на вході у 178470 реаісгор, 3 нм /час Т-ра на виході із реак264 тору, °С Кіль-сть к10 3 ру, м Об шв-сть, 17847 ч1 Кіль-сть метанолу, 18,0 т/час Питома продуктив т 1,80 СН3ОН/м3ча с Степінь конверсії СО + СО2 у мета56,74 нол у 3-х реакторах, % Четвертий реактор Склад газової суміші, % об СО2 ВХІД/ВИХІД Иг н2о N2 СН4 СО СНзОН Витрати газу на вході у реактор, нм3/час Т-ра на виході із реактору, °С Кіль-сть К ру, м 3 Об шв-сть, ч1 Кіль-сть метанолу, т/час 12 57714 3 4 1,681/ 2,429 22,170/ 10,052 0,651/ 23,151 5 1,871/ 2,546 21/117/ 11,074 0,586/ 18,789 6 1,405/ 1,895 24,133/ 15,372 0,539/ 18,075 7 1,487/ 1,736 2,737/ 1,172 0,348/ 8,688 8 0,890/ 1,024 3,150/ 2,617 0,298/ 7,847 9 3,657/ 5,599 34/958/ 27,025 0,629/ 27,515 43522/ 30138 38834/ 28561 52097/ 38686 55578/ 47684 ПЛАН 67080 18079/ 11810 48592/ 42083 220 28 250 250 250 250 250 9,7 8,5 3,5 12 15 3,6 10,6 4500 4569 14885 4631 5143 5022 4584 9,76 7,48 9,75 5,75 7,26 4,56 4,82 1,01 0,88 2,79 0,48 0,48 1,27 0,46 90,14 90,02 84,21 83,72 60,55 91,46 92,76 2,714/ 3,080 7,605/ 2,960 17,204/ 13,451 71,930/ 63,415 3,770/ 4,856 2,291/ 2,952 18,761/ 10,173 0,534/ 15,101 85,554/ 77,964 0,043/ 5,709 3,097/ 3,510 2,037/ 2,309 1,378/ 0,553 0,286/ 6,995 75,786/ 65,927 0,051/ 6,348 2,397/ 2,750 1,197/ 1,374 3,060/ 2,429 0,308/ 7,721 31605/ 24535 40556/ 37783 57343/ 49975 250 250 250 2,1 8,0 10,6 15050 5070 5410 5,14 3,46 5,32 0/0,422 10 11 1,396/ 1,614 7,845/ 2,351 0,808/ 8,671 Продовження таблиці 10 11 13 57714 Питома продуісгив т СН3ОН/м3ча с Степінь конверсії СО + СО2 у метанол у 3-х реакторах, % П'ятий реактор Склад газової суміші, % об СО2 14 2,45 0,43 0,50 91,64 90,64 72,10 15,260/ 11,304 76,761/ 67,071 0,050/ 6,286 3,202/ 3,680 1,598/ 1,836 2,828/ 2,033 0,301/ 7,791 ВХІД/ВИХІД Н2 н2о N2 СН4 CO СНзОН Витрати газу на вході у реактор, нм3/час Т-ра на виході із реактору, °С Кіль-сть кру, м3 Об шв-сть, ч1 Кіль-сть метанолу, т/час Питома продуктив т СН3ОН/м3ча с Степінь конверсії СО + СО2 у метанол у 3-х реакторах, % Шостий реактор Склад газової суміші, % об СО2 42913/ 37351 250 8,0 5364 4,02 0,50 80,80 12,812/ 8,765 78,062/ 69,341 0,048/ 5,823 4,282/ 4,859 ВХІД/ВИХІД Н2 Н2О N2 Продовження таблиці 1 сн4 2 3 4 5 6 7 8 2,134/ 2,423 9 10 11 15 16 57714 со 2,366/ 1,733 0,296/ 7,056 СНзОН Витрати газу на вході у реактор, нм3/час Т-ра на виході із реактору, °С Кіль-сть кру, м3 Об шв-сть, ч1 Кіль-сть метанолу, т/час Питома продуктив т СН3ОН/м3ча с Степінь конверсії СО + СО2 у метанол у 3-х реакторах, % Реактор з ре циклом газової суміші Об'єм к-ру, 60 м3 Склад газової суміші, % об 9,64/8,77 32085/ 28284 250 5 6417 2,75 0,55 86,76 ВХІД/ВИХІД СО2 н2 Н2О N2 62,03/ 57,90 0,10/1,56 18,95/ 20,26 0/0 9,03/7,74 0,33/3,77 СН4 СО СНзОН Швидк Циркуляції газу, 735006 нм3/час Т-ра на ВХО200/278 ДІ/ВИХОДІ, °С Об ШВИД1 КІСТЬ, ч Кіль-сть СНзОН Питома продукт Т/м час Кіль-сть ре акт 12250 34,0 0,57 4 2 3 3 4 4 6 3 2 3 Продовження таблиці 1 Об кат-pa, м3 Кіль-сть ме 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 90 39,06 61 55,5 21,4 64 87 41,6 48 55,5 98 54,31 59,89 59,80 60,88 45,32 40,05 62,19 30,11 46,46 17 та нол у, т/час Питома продуктив каталізатора, т/м3час Витрати циркул Суміші на 1т СНзОН, нм3час Степінь перетв СО + СОг у метано л, % Річна потужність ус-ки (при роботі 8000ч), т СНзОН/рік 1,09 18 57714 1,39 0,98 1,09 2,84 0,71 0,46 1,49 0,63 0,84 90,00 93,85 90,16 90,02 91,64 90,64 86,76 91,46 93,68 92,76 784000 434480 47,9120 478400 486840 362560 320040 497520 240880 371680 7500 Продовження таблиці Наймену-вання показників 1 КІЛЬКІСТЬ проточних реакторів Тиск.МПа, Перший реактор Склад газової суміші, % об СОг ВХІД/ВИХІД Нг Н2О N2 СН 4 CO СН3ОН Витрати газу на вході у реактор, нм^/час Співвідношення Н2/СО + СОг ввих Газовій суміші Т-ра на виході із реактору, °С 5 КІЛЬКІСТЬ ка-ру, м' Об'ємна швидкість, ч ' КІЛЬКІСТЬ С Н З О Н т/час Питона продуктив т СНзОН/м^час Степінь конверсії СО + СО2 у метанол % Другий реактор Склад газової суміші, % об СО 2 ВХІД/ВИХІД Н2 Н2О N2 СН 4 CO СН3ОН Витрати газу на вході у реактор, нм^/час Т-ра на виході із реактору, °С Кіль-сть к-ру, м'5 Об шв-сть, ч ' Кіль-сть метанолу, т/час Питома продуктив т СНзОН/м^час \ Степінь конверсії CO + СО2 у метанол у 2-х П^ЯІГГППЯУ % реакторах, % Третій реактор Приклад 11 2 3 10,0 Приклад 12 3 3 10,0 0,500/0,544 34,000/25,027 0/0,024 50,000/56/780 0,3000/0,341 15,200/10,505 0/6,780 225000 2,200/2,514 57,525/46,489 0,0245 22,000/27,589 0,238/0,298 16,037/10,161 0/12,703 225000 2,17 2,84 250 15 15000 17,64 1,18 37,0 250 15 15000 31,39 2,09 48,2 0,560/0,578 26,708/21,138 0/0,025 66,576/65,157 0,362/0,390 11,206/8,296 0,587/4,416 185533 250 10 18550 9,47 0,95 56,87 2,658/2,710 53,258/44,052 0,002/0,448 31,587/37,506 0,340/0,403 11,631/4,886 0,525/9,994 156416 250 12 13035 17,93 1,49 Продовження таблиці 75,72 19 Склад газової суміші, % об ССЬ ВХІД/ВИХІД ЬІ2 Н2О N2 СН 4 CO СНзОН Витрати газу на вході у реактор, нм^/час Т-ра на виході із реактору, °С Кіль-сть к-ру, м^" Об шв-сть, ч ' Кіль-сть метанолу, т/час Питома продуктив т СНзОН/м^час Степінь конв CO +CO2 у СНзОН у зх ре акт , % Загальні показники КІЛЬКІСТЬ реакторів Загальний об'єм к-ру, м'5 Загальна кільк СНзОН, т/час Питома продукт К-рут СНзОН/м^час Степінь перетворення CO +CO2 у метанол, % Комп'ютерна верстка С Волобуєв 57714 0,588/0,596 21,995/17,852 0,001/0,025 67,784/71,369 0,405/0,427 8,631/6,470 0,597/3,260 165732 250 10 16570 6,01 0,60 20 2,838/2,285 49,030/42,979 0,005/0,849 41,726/45,988 0,447/0,493 5,435/1,725 0,520/5,682 118244 250 10 11824 8,03 0,80 69,50 88,06 3 35 33,12 0,95 3 37 57,35 1,55 69,50 88,06 Підписано до друку 05 08 2003 Тираж39 прим Міністерство освіти і науки України Державний департамент інтелектуальної власності, Львівська площа, 8, м Київ, МСП, 04655, Україна ТОВ "Міжнародний науковий комітет", вул Артема, 77, м Київ, 04050, Україна