Способ получения метанола

 

ГОСУДАРСТНЕННЬ Й КОМИТЕТ СССР

ГЮ ДЕЛАМ ИЗОБРЕТЕНИЙ И ОТКРЫТИЙ

„„SU„„1442È4 А1 (51)4 С 07 С 29/15, 31/04 игр ( (21) 4092944/31-04 (22) 24.07. 86 (46) 07. 12.88. Бюл. У 45 (72) A.ß. Розовский, Г.И. Лин, С.М. Локтев, А.А. Кочетков,, В.Я. Меньшов, H.A. Рыжак, А.A. Лендер, В.В. Лендер, В.А. Топчий и Б.А. Булачев (53) 547.261.07(088.8) (56) Розовский А.Я. Новые данные о-механизме каталитических реакций с участием оксидов углерода. - Кинетика и катализ..Т. 21, 1980, вып. с. 97.

Патент Великобритании У 1159035, кл. С 2 С, опублик, 1969.

Патент Великобритании У 1259945, кл. С 2 С, опублик. 1972. (54) СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ МЕТАНОЛА (57) Изобретение касается алифатических спиртов, в частности, способа цолучения метанола, что может быть ис пользовано в технологии основного ор-. ганического син геза.. Бель - увеличение удельной производительности ката" лизатора и упрощение процесса. Последний ведут контактированнем смеси оксидов углерода н водорода с медьсодержащим катализатором при 190-270 С и давлении 50-100 атм в две стадии.

На первой стадии газовую смесь, содержащую СО 0,7-30,0 об. Х, CO 0,323,6 об.Х при соотношении СО:СО » (0,03-87): 1, контактируют.с катализатором в реакторном узле, состоящем из одного или каскада проточных реак" торов. На второй стадии процесс ведут прч концентрации СО на входе 0,420 об.X и соотношении СО:СОч (0,25 55): 1, но лучше (0,25-3,6):1, .с последующим выделением метанола. При"

Ф чем последний желательно выделять в едином для обеих стадий устройстве.

Способ позволяет повысить удельную производительностb катализатора с

0,4 до 1,46 т/м ч при общей степени превращения оксидов углерода 94-99Х а упростить процесс за счет исключения системы циркуляции газовой смеси. Д, 2 з.п. ф-лы, 2 нл., 1 табл. 4ь

1442514

Изобретение относится к алифатическим спиртам, а именно к способу получения метанола, который находит широкое применение в технологии основ- 5 ного органического смнтеэа.

Цель изобретения - увеличения удельной производительности катализатора и упрощение технологической схемы контактированием газсрой смеси, со- 10 держащей СО 0,7-30,0 об.Х, СО "0,323,6 об.7. при соотношении СО:СО, равном (0,03-87): 1, на первой стадии с катализатором в реакторном узле, состоящем из одного проточного реактора или каскада проточных реакторов, а на второй стадии — при концентрации СО во входящей газовой смеси О, 4-20 об.X и соотношении СО: .:СО, равном (0,25-55):1 (лучше 20 . (0,25-3,6): 1) .

Предпочтительно отделение метанола осуществляют в едином для обеих стадий устройстве.

На фиг. 1 представлена схема осу- 25 ществления предлагаемого способа по. лучения метанола с конденсацией метанола после каждой стадии в отдельных устройствах;,на фиг. 2 — то же, .где охлаждение га" à,,конденсация и отделение метанола первой и второй с-.адий совмещены, На схемах обозначены сепараторы 1-3; конденсаторы 4 и 5, рекуперативные теплообменники 6-.9; проточные реакторы 10 и 11 первой стадии, реакторы 12 второй стадии, циркуляционные компрессоры 13 и 14, шахтный реактор, второй стадии 15 и холодильник-конденсатор 16. Щ

Исходный синтез-гаэ Х, содержащий оксиды углерода и водород, подогретый в рекуперативном теплообменнике 6 (фиг. 1} до 190-240 С под давлением 50-100 атм подают в про. точный реактор 10, например трубчатый. В реакторе осуществляют процесс образования метанола. Выделяющееся при этом тепло реакции используют для образования водяного пара VI иэ водяного конденсата Ч, подаваемого в реактор. Газы, выходящие из реакто6 ра с температурой 240-270. C направляют в рекуперативный теплообменник

6 для нагрева газа„ поступaющerо в

peактор, и затем. охлаждают вхолодильнике-конденсаторе. После отделения метаноласырци хЧ в сюпараторв 1 га эовый поток ХХ смешивают с циркуляционным газом второй стадии, сжимают циркуляционным компрессором 13 и через рекуперативный теплообменник

7 направляют в последовательно расположенные реакторы 12, где осуществляют дальнейшую переработку rasa c достижением заданной степени превращения . Образующийся на второй стадии метанол конденсируют в конденсаторе

5. После отделения метанола- сырца IV в сепараторе 2 часть газа III выводят из системы, а остальной смешивают с газом, поступающим из первой стадии, и подают на всас циркуляцнонного компрессора.

Пример 1 (известный).

94000 нм /ч конвертированного rasa,, содержащего, 7: СО 15,8; СО 12,4;

Н 69,4; СН, 1,9; Л < 0,4, подают на первую стадию синтеза, состоящую иэ реактора, содержащего 47,6 мз катали" затора, с рецчклом и системы отделения метанола-сырца. Скорость подачи газа в реактор 294000 нм /ч. 633 raо зового потока подогревают до 240 С и подают в реактор, а остальной гаэ с температурой 38 С делят на пять по-. токов и используют для регулирования температуры в реакторе. Температура о газа на выходе из реактора 270 С.

Гаэ, выходящий из реактора, подогре" вает газ,. поступающий в реактор, затем охлаждается в водяном холодильнике, в котором метанол конденсируют н затем отделяют.

Продувочный газ в количестве

44500 нм /ч направляют на вторую стадию, подобную .первой, содержащую

46,3 м катализатора. Продувочный газ первой стадии вместе с газом циркуляции (464300 нм /ч) подают в реактор. Причем 453000 нм /ч пропускают через теплообменник и нагревают до

240 С, а остальной газ делят на три части н используют для регулирования температурного режима в реакторе.

Выходящий из реактора газ имеет температуру 270ОС. Продувочные газы .второй стадии составляют 9700 нм /ч. На первой стадии получают 19 т/ч метанола, на второй — 1-3 т/ч, что сооответствует производительности катализатора 0,4 и 0,28.т/и катализатора в час илн суммарно для обеих стадий

0,34 т/и ч. Общая степень превращения СО+СО равна 84,SX. Расход исход" ного rasa на тонну продукта 2937 нм .

Пример 2. 94000 нм /ч газа, содержащего,,X: СО 15,8; СОg 12,4)

Н1 69„4; СН+ 1,9; Ыт 0,4, подают в трубча ый реактор первой стадии соВ держапдй 30 и катализатора. Температура газа на выходе из реактора 250 С.

На первой стадии получают 12,71 т/ч метанола. Производительность единицы объема катализатора 0,42 т/и .ч. По- 1О сле охлаждения газа в рекуперативном теплообменнике, холодильнике-конденсаторе и отделения метанола газ в количестве 65486 нм /ч состава, Х: С0

9,72; C0z 16, >5 СН 2,72; Н 0,573

СНэОН Ов 769 ИсО Ор04. подают на вторую стадию в адиабатический реактор, содержащий 40 и - катализатора. Расход циркулирующего газа 500000 нм /ч.

На второй стадии получают 21,29 т ме- 20 танола в 1 ч. Производительность единицы объема катализатора 0,53 т/м .ч.

Количество произведенного метанола иа первой и второй стадиях 34 т/ч.

Суммарная производительность едини- 25 цы объема катализатора 0,49 т/м и..

Общая степень превращения CO+C0< равна 93,1Х. Расход исходного газа на тонну продукта 2765 нм .

Данные примеров 1-11 сведены в - 3g таблицу.

И примерах 3-9 метанол получают аналогично примеру 2 при различных составах и расходах исходного газа, давлениях и -температурах. 35 Примеры 10 и 11 описывают только первую стадию.

Пример 12. Исходный газ по" дают иа первую стадию состоящую из двух последовательных трубчатых ре- а0 екторов. 280000 нм /ч исхсдного газа, содержащего, Х: СО 27,49; СО

3,5", .Н 67,7; СН» 0,5; И 0,8, подают в первый реактор, содержащий 30 мз катализатора. Температура газа на

C выходе иэ реактора 250 С. После первого реактора отделяют 48,81 т/ч метанола. Произ:-одительиость единицы объема катализатора в первом реакторе первой стадии 1,63 т/мз.ч. После отде- я0 ления метанола газ в количестве

175695 им /ч состава, Х: СО 24,08;

СО 5,41; Н 67,95; СН 0,81;,Nt

1е28 СНЗОН 0 45э Н О Оэ02в иа второй трубчатый проточный реактор первой стадии, содержащий 20 мз катализатора, Температура газа после второго реактора 250 С. После вто" рого реактора отделяют. 26,0 т/ч ме14

4 танола. Производительность единицы объема катализатора во втором реакторе первой стадии 1,3 т/и .ч.

После отделения метанола газ в количестве 120558 нм /ч состава, X:

СО 20 29; СО 7 76; Н> 68,39; СН<

1,18; Н 1,87; СН;ОН 0,5; Н:О 0,02, поцают на вторую стадию в адиабатический реактор, содержащий 30 и катализатора с гаэовьм рециклом. Расход циркулирующего rasa 600000 нм /ч.

На втооой стадии получают ч1,8= т/ч метанола, Производительность единицы объема катализатора в реакторе второй стадии f 39 т/и ч. Общее количество произведенного метанола на двух стадиях 116,62 т/м ч.

Суммарная производительность единицы объема катализатора 1,46 т/м .с.

Общая степень превращения,СО+СО равна 94,1Х. Расход нсходнога газа

2401 нм /т продукта.

П р и и е р 13 (совмещение конденсации и отделения метанола первой и второй стадий);

Процесс ведут аналогично примеру

12. Исходный гаэ в количестве

f37000 им /ч состава, об.X: C0z 7,18;

СО 22у18; Н 67,63; СН р 2,15; Ng

0,86, .поступает в трубчатый реактор первой стадии, содержащий 30 м ката" лнзатора. Температура газа на выходе иэ реактора 260 С, Р 8,0 ИПа. Гаэ из трубчатого реактора в количестве

109950 м /ч состава, об.X СО 8,5;

СО f5,79; Н 59,24;. СН4 -,68; Ы

1,07; СИ ОН 12,28; Н О, 0,44, пройдя рекуперативный теплообменник (фиг. 2) для подогрева входящего в реактор свежего газа, поступает в холодильник-конденсатор, перед которым оч смешивается с потоком циркуляцнонного газа, выходящего из циркуляционного реактора второй стадии (после рекуперативного теплообменника)» Количество газа после смешения двух потоков составляет 710570 нм /ч, сос" тав, об.Х: СО 5,53; СО 5,28; Н

57,33; (,Н, 1 I 41; 81 7,37; СН ОН

5,87; Н О 1,21. После охлаждения объединенного газового потока до

40 С в сепараторе отделяют метанол в количестве 55 т/ч. После отделения метанола циркуляционный газ иэ сепаратора подают на всас циркуляционного компрессора. Проходя через рекуперативный теплообмеиник, гаэ нагревается о до 240 С и поступает в адиабатический

1442514 реактор с объемом катализатора 50 м .

Суммарная производительность единицы объема, катализатора 0,69 т/и ч (по дв9м стадиям). Общая с"гепень превращения оксидов углерода 95,8Х, Расход исходного rasa 2481 ими /т продукта.

Предлагаемый способ позволяет повысить удельную производительность катализатора до 1,46 т/матч (против 16

0,4 т/и ч) при общей степени превращения оксидов углерода 94-99Х.

Повышение удельной производительности катализатора в предлагаемом способе позволяет уменьшить количество катализатора, требуемое для переработки заданного количества газовой смеси, снизить расход энергии. на циркуляцию газа и сырья, что открывает путь к разработке агрегатов 20 большой единичной мощности без увеличения объема реакторов или при его снижении.

Повышение удельной производительности катализатора достигается при 25 упрощении технологической схемы, так . как из схемы исключены насос для циркуляции газовой смеси и система цир° куляции. Кроме того, в том случае, когда газовую смесь после реактора 30 первой ступени направляют в .холодильник-конденсатор второй стадии, позволяет дополнительно исключить иэ схемы холодильники-конденсаторы на реакторах первой стадии, наблюдается дальнейшее упрощение технологии.

Формула и з о б р е т е н и я

1. Способ получения метанола контактированием смеси оксидов углерода и водорода с медьсодержащим катализатором при повышенных температуре и давлении s две стадии с последующим выделением метанола, о т л и— ч а ю шийся тем, что, с целью увеличения удельной. производительности катализатора H упрощений технологической схемы, на первой стадии газовую смесь, содержащую СО 0,730 0 об.й, СО 0,3-23,6 обЛ . при соотношении СО:СО, равном (0,0387): 1, контактируют с катализатором в реакторном узле, состоящем иэ одного проточного реактора или каскада проточных реакторов, и на второй стадии процесс ведут при концентрации

СО во входящей газовой смеси 0,420 об.X и соотношении СО:СО, pasном (0,25-55); 1.

2. Способ по и. 1, о т л и ч е ю шийся тем, что на второй стадии процесса соотношение СО:СО во входящей газовой смеси составляет (0,25-3,6):1.

3. Способ по и. 1, о т л и ч а:ю шийся . тем, что метанол выделяют s едином для обеих стадий устройстве, 1442514

° ч ° о

° В о ю с9 ° ф i

В В

-э. 4 C. O л ° В

Ф о о i

»О.Ф

4Ъ О

Ф °

Ез ЕЪ

О1

1 I

O о о

Е 4 Е

° » 4Ч

cv м

3 о

IO л

° 6

4»

6Ъ л . М

В л

° сО со

Ю в

4Ъ

° 0 4ВЪ ih

Ц0

Ф В В м л м

4ч О о ь

a IA

44Ъ о i o

° Ú МЪ

4Ч

В о о л

4Ъ

В- О а

I o мъ л 60

° ° л м О о л

° 4

О CO

60.

В В м мЪ еч. CO Ю

В ь

4Ч

МЪ

Ф . л

O ь о i o

4 Ъ Cl

° Ч о о 3 о л

Щ 60

° Ф о л

ОЪ О .е л е

В В л л ь м О

44Ъ

° »

В °

4Ч 4О е4 О о сч со м

4 Ъ

Ф

В

Ф

4 Ъ

Å 343

1О м

В

4 Ъ

ФЪ а м

ФЪ

В В

Ю %O еЧ О л о

»6

В о л о л л

В в В

О О О

4 Ъ О

В ь

4Ч о

О In

i м л а»

В л О м ф ь о Ф

OI

° О

Ю

В о о 3

3 о о

Ф °

ФЪ

Ю о л о

В В В сф 6Ъ а

4Ч О

ИЪ

° \ о о о

М 4 Я о в о с4 о о ь о

60 о

В В

Л ОЪ

° О

4 Ъ о

4 ° ь

Ю

В

° В о а л °

В В о. м

° л

МЪ

МЪ

4 Ъ о сО

В

4в\

4Ч о а

МЪ

° Ф

Ф о

О 60

В Щ е о сО

МЪ

Р 4 О О

4Ч л

В

in м

4 Ъ о л

Ю

° »0

В Ф ю» Ch а

М \

В о л м

В ° о»» ф Ю ОЪ

Ф В В

ФЪ ОЪ

° %О

° О

4Ч о о о а о

° а i ь

I#I

4Ч м л л л

° В ° °

44Ъ QC М сО м о л

° Ь 4Ч

В В В о л

В м

Ю МЪ

В В а О е Яф

В л

Э 4Ч

В В о

° а 6О

О Ч0 м ю а, .Ф

О О1 4ч

441

° 6

В о! !

5 о

D й

° 4

IO о д ео д о о

О 46Ъ а

МЪ, Я 6Ъ 4Ч

В

В 8

° g Ь

° О ев 4» eC4aI6

Ц,В 34

jмьj

l514 4О н а

» о

Ф

8 В" и В" 14425 М

1 в е s e е е е е @ еф

O «ф

OO Cl

ФЧ

I щ в мв

I Ф

4Ч ФМ

: Ю;Л а ф Ф ФЧ

МЪ

Ю

Ю

Ю

Cl

С) МЪ

Ch а

Об

° вв 00 сев а а ф

ФЧ в. и

1 Э

С7

all а а о

Cl

Ю

C)

Ю

Ю (— ) 00 а

Щ л в ь

РЪ

О\

С4 е е в е е . в е св

Ю

3 е в в

i!pi а

Al

В

° а

МЪ

1442514.Составитель Н. Капитанова

Техред Л.Олийнык Корректор Л.Патай

Редактор Н. Бобкова

Заказ 6352/22

Тираж 370 Подписное

В11ИИПИ Государственного комитета СССР по делам изобретений и открытий

113035, Иосква, Ж-35, Раушская наб., д. 4/5

Производственно-полиграфическое предприятие, r. Ужгород, ул. Проектная, 4