Спосіб здійснення газофазних хімічних процесів

Спосіб здійснення газофазних хімічних процесів в реакторі з псевдозрідженим шаром інертного матеріалу і гетерогенного каталізатора, в який безперервно вводять знизу та виводять зверху дрібнодисперсний каталізатор, що циркулює по контуру: реактор - обладнання системи уловлювання каталізатора - реактор, який відрізняється тим, що виділення каталізатора з реакційних газів в обладнанні системи уловлювання та його повернення в реактор здійснюють під тиском, більшим ніж тиск в місці вводу каталізатора на величину, більшу ніж опір транспортних трубопроводів, які з'єднують це обладнання з реактором та служать для повернення уловленого каталізатора знову в реактор. Винахід належить до способів здійснення хімічних процесів і може використовуватися при проведенні газофазних хімічних процесів в присутності гетерогенного каталізатору і псевдозрідженого інертного матеріалу. Відомий спосіб здійснення хімічних процесів, який включає проведення процесу у присутності твердих частинок каталізатору та інертного матеріалу в реакторі з псевдозрідженим шаром каталізатору або інертного матеріалу, в який безперервно вводять зверху або знизу і виводять знизу або зверху інертний матеріал або каталізатор, а вихідні речовини подають в рідкому або газоподібному стані. Діаметр частинок каталізатору 0,05-2,5мм, концентрація його в зоні реакції 16,5-65,1г/м3 реакційного об'єму [Патент України №9010, МПК B01J8/18, 3.04.08.88p., oп. 30.09.96p., бюл. №3]. Недоліком відомого способу є підвищена витрата каталізатору. Це пов'язане з тим, що для створення потрібної поверхні контакту використовують каталізатор з відносно великими розмірами частинок. Найбільш близьким по сукупності ознак є спосіб здійснення газофазних хімічних процесів, який включає проведення процесу в присутності гете рогенного каталізатору та інертного матеріалу в реакторі з псевдозрідженим шаром інертного матеріалу, в який безперервно вводять знизу і виводять зверху каталізатор. Концентрацію каталізатору в зоні реакції підтримують рівною 1-15г/м3 парогазової суміші в перерахунку на нормальні умови при еквівалентному діаметрі частинок каталізатору в зоні реакції не більше 10мкм. Каталізатор циркулює по контуру: реактор - обладнання системи уловлювання каталізатору - реактор. На трубопроводі, що з'єднує обладнання системи уловлювання каталізатору з реактором та повертає каталізатор в реактор, установлено ежектор, який дозволяє перебороти перепад тиску між реактором в точці вводу каталізатору й обладнанням системи уловлювання каталізатору за рахунок подання в сопло ежектора додаткового стислого газу. Цим самим забезпечується рух частини газового потоку по лінії рециклу каталізатору. [Гликин М.А., Кутакова Д.А., Принь Е.М., Фурсов Ε.В. «Аэрозольный катализ, возможности, проблемы, решения»: ж. «Химическая промышленность», 1999г., №3]. Недоліком відомого способу є збільшена витрата газу (парогазової суміші), що надходить в (19) UA (11) 76813 (13) C2 (21) 20040705691 (22) 12.07.2004 (24) 15.09.2006 (46) 15.09.2006, Бюл. №9, 2006р. (72) Глікін Марат Аронович, Кутакова Діана Олексіївна, Ревенко Станіслав Антонович, Зінатулін Анатолій Рахімянович, Вяткін Анатолій Павлович, Вікс Ірина Миколаївна, Семиборода Віра Володимирівна, Черниш Анатолій Семенович (73) ДЕРЖАВНИЙ НАУКОВО-ДОСЛІДНИЙ І ПРОЕКТНИЙ ІНСТИТУТ ХІМІЧНИХ ТЕХНОЛОГІЙ "ХІМТЕХНОЛОГІЯ" (56) UA, 58120, C2, 15.07.2003 UA, 11808, A1, 25.12.1996 UA, 19014, C2, 25.12.1997 UA, 67504,A, 15.06.2004 RU, 2124393, C1, 10.01.1999 WO, 9110496, A1, 25.07.1991 3 реактор з поверненим каталізатором. Збільшена витрата газу викликана тим, що для забезпечення стабільної рециркуляції дрібнодисперсного каталізатору потрібне подання додаткової кількості газу в ежектор. При цьому загальна витрата газу, який надходить в реактор, в 1,5-2 рази перевищує витрату, необхідну для оптимального ведення процесу. В результаті збільшується швидкість газу в реакторі, порушується однорідність псевдозрідженого шару інертного матеріалу, скорочується час перебування реагентів в зоні реакції і, як наслідок, знижується ступінь їх перетворення. В основу винаходу поставлено задачу удосконалення способу здійснення газофазних хімічних процесів з псевдозрідженим шаром інертного матеріалу, де завдяки організації рециркуляції каталізатору по напірній лінії поліпшується однорідність псевдозрідження в реакторі та ступінь перетворення реагентів. Поставлена задача вирішується тим, що у способі здійснення газофазних хімічних процесів в реакторі з псевдозрідженим шаром інертного матеріалу і гетерогенного каталізатору безперервно вводять знизу та виводять зверху дрібнодисперсний каталізатор, що циркулює по контуру: реактор - обладнання системи уловлювання каталізатору реактор, згідно з винаходом, виділення каталізатору з реакційних газів в обладнанні системи уловлювання каталізатору та його повернення в реактор здійснюється під тиском більшим, ніж тиск в точці вводу каталізатору на величину більшу, ніж опір транспортних трубопроводів, які з'єднують це обладнання з реактором та служать для повернення уловленого каталізатору в реактор. На відміну від прототипу в запропонованому способі тиск в обладнанні системи уловлювання каталізатору (циклоні, фільтрі) збільшується за рахунок установлення на лінії руху реакційних газів і каталізатору (безпосередньо після реактора) джерела тиску, наприклад, ежектора та подання в його сопло додаткового стислого газу. В цьому разі збільшується тиск газів, які відходять після реактора. Витрата стислого газу, який подають крізь сопло ежектора, приймається такою, щоб тиск в обладнанні системи уловлювання каталізатору був більшим, ніж тиск в реакторі в точці вводу каталізатору. Перевищення тиску газу повинно бути на величину більшу, ніж опір трубопроводу, який з'єднує це обладнання з реактором та служить для повернення уловленого каталізатору в реактор. В цьому разі Р2>Р1+ Ρ, та Р3>Р1+ Ρ2, де: Р1 - тиск в нижній частині реактора, в точці вводу каталізатору; Ρ2 - тиск в циклоні; Р3 - тиск в фільтрі; Р1 - опір трубопроводу, який з'єднує циклон з нижньою частиною реактора; Ρ2 - опір трубопроводу, який з'єднує фільтр з нижньою частиною реактора. За цих умов реакційні гази, які відходять з верхньої частини реактора, змішуються в ежекторі з додатковим газом, проходять обладнання системи уловлювання каталізатору, звідки основна їх частина направляється на подальшу переробку або 76813 4 викидається в повітря. Остання частина газового потоку рухається з цього обладнання по трубопроводу в нижню частину реактора, транспортуючи уловлений каталізатор. Цим самим організується напірна система пневмотранспорту каталізатору, завдяки чому здійснюється його рециркуляція в технологічному контурі запропонованого способу. Експериментально встановлено, що доля газу, який повертається в реактор по циркуляційному контуру разом з каталізатором, складає до 10% витрати газу, який іде на псевдозрідження інертного матеріалу та каталізатору і тому практично не впливає на гідродинаміку в реакторі, а, отже, і на процес взаємодії реагентів. Запропонований спосіб ілюструється принциповою технологічною схемою, яка наведена на Фіг.1, де 1 - каталітичний реактор; 2 - циклон; 3 - фільтр; 4 - живильник свіжого каталізатору; 5 - ежектор. Сутність запропонованого способу полягає в наступному. Процес проводять в реакторі проточного типу (1). Нагрівання здійснюють електрообігрівачем. Інертним матеріалом служить кварцевий пісок. Сировину подають в нижню частину реактора над газорозподілювачем. Введення каталізатору та його підживлення здійснюють за допомогою живильника свіжого каталізатору (4). На лінії виходу реакційних газів та каталізатору з верхньої частини реактора установлюють ежектор (5) - джерело тиску. Крізь сопло ежектора додатково подають стисле повітря, яке змішується з реакційним газом та каталізатором і далі надходить в циклон (2), де збільшується тиск. В циклоні здійснюється уловлювання каталізатору. Основна частина газового потоку з циклона направляється на подальшу очистку від пилу на фільтр (3), а незначна його частина (5-6% від витрати повітря, яке подається на псевдозрідження інертного матеріалу) разом з уловленим каталізатором з циклона направляється знову в реактор. Доказом здійснення запропонованого способу є наступні приклади. Приклади 1-14. Процес окислення 80%-го водного розчину оцтової кислоти киснем повітря проводять в реакторі проточного типу з внутрішнім діаметром 0,05м і висотою 1,0м. Інертним матеріалом служить кварцевий пісок з еквівалентним діаметром частинок 0,7-1,0мм. Псевдозріджуючим агентом є повітря, яке подають в реактор знизу крізь газорозподільну решітку. Розчин оцтової кислоти подають в нижню зону реактора. Проточним компонентом є каталізатор - оксид заліза (Fe2O3) дисперсністю не більше 10мкм. Каталізатор подають в нижню частину реактора, а виводять з верхньої частини. Процес глибокого окислення ведуть при температурі 600±20°С. Ступінь окислення оцтової кислоти визначають шляхом аналітичного контролю складу газів, які викидаються в повітря. Результати дослідів по здійсненню запропонованого способу наведені в таблиці і на графіку (Фіг.2, крива 1), де показана залежність ступеню 5 76813 окислення 80%-ї оцтової кислоти від її навантаження на каталізатор. Приклади 15-24 (порівняльні). Досліди проводять, як і в прикладах 1-14, за винятком того, що уловлювання каталізатору здійснюють при тиску нижче, ніж тиск в реакторі в точці його вводу. Рецикл каталізатору відбувається під тиском вищим, ніж тиск у точці вводу в реактор завдяки ежектору, який встановлено на виході каталізатору з циклона. 6 Результати дослідів наведені в таблиці і на графіку (Фіг.2, крива 2). Як видно з наведених прикладів, проведення процесу відповідно до запропонованого способу дозволяє збільшити продуктивність реактора в 1,3 рази при 100%-му окисленні 80%-го водного розчину оцтової кислоти киснем повітря. Таким чином, запропонований спосіб здійснення газофазних хімічних процесів збільшує ефективність процесу та потужність реактора по сировині. Таблиця Окислення 80% водного розчину оцтової кислоти у присутності каталізатору Fe 2О3при 600°С 3 Витрата газу, нм /год № п/ч Спосіб На псевдозрідження 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонусмий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий пропонуємий прототип прототип прототип прототип прототип прототип прототип прототип прототип прототип 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 2,93 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 0,2 Кількість газу, Кількість який поверта- газу, який Витрата Витрата Ступінь Навантаження На еже- ється до реак- надходить сировини, каталізатору окислення, на каталізаг/год г/год % тор, горг/гкатгод кцію тора з каталіза- в реактор, 3 3 тором, нм /год нм /год 5,1 0,18 3,11 65,3 18,5 100 2,82 5,1 0,18 3,11 72,8 19,4 100 3,00 5,1 0,18 3,11 81,5 18,1 100 3,60 5,1 0,18 3,11 95,6 18,7 100 4,09 5,1 0,18 3,11 105,6 19,3 100 4,37 5,1 0,18 3,11 117,2 17,6 100 5,32 5,1 0,18 3,11 126,1 18,9 100 5,34 5,1 0,18 3,11 133,3 17,6 100 6,05 5,1 0,18 3,11 162,1 18,2 100 7,13 5,1 0,18 3,11 188,6 19,8 98,4 7,50 5,1 0,18 3,11 310,2 18,3 95,2 12,90 5,1 0,18 3,11 408,7 20,4 94,7 15,20 5,1 0,18 3,11 550,1 18,6 80,0 18,90 5,1 0,18 3,11 600,0 21,9 86,2 18,90 5,1 0,18 5,48 64,2 17,9 100 2,87 5,1 0,18 5,48 75,1 19,3 100 3,11 5,1 0,18 5,48 88,4 18,6 100 3,80 5,1 0,18 5,48 95,9 17,9 100 4,29 5,1 0,18 5,48 116,6 19,2 100 4,86 5,1 0,18 5,48 122,0 18,6 100 5,25 5,1 0,18 5,48 162,7 20,4 92,3 5,89 5,1 0,18 5,48 354,0 30,2 81,0 7,60 5,1 0,18 5,48 471,4 27,8 70,5 10,11 5,1 0,18 5,48 492,1 27,3 72,5 10,45 7 Комп’ютерна верстка О. Гапоненко 76813 8 Підписне Тираж 26 прим. Міністерство освіти і науки України Державний департамент інтелектуальної власності, вул. Урицького, 45, м. Київ, МСП, 03680, Україна ДП “Український інститут промислової власності”, вул. Глазунова, 1, м. Київ – 42, 01601