Способ получения метанола

СОЦИАЛИСТИЧЕЕСПУЬЛИК 29/15, 31/О АРСТНЕИНЬ 9 ЛАМ ИЗОБРЕ ОМИТЕТ СССР Й И ОТНРЫТЙЙ 159035, 59945 Патент Велкл. С 2 С,Патент Велкл. С 2 С, о(56) Розовский А.Я. Новые данные омеханизме каталитических реакций сучастием оксидов углерода, - Кииетика и катализ.,Т. 21, 1980, вып.с. 97. икобритании У 1ублик, 1969,икобритании У 12ублик, 1972.ОЛУЧЕНИЯ ИЕТАНОЛАние касается алиатичесв частности, способа аолуа, что может быть истехнологии основного ор-.ин 1 еза Цель - увеличе"производительности ката" лизатора и упрощение процесса, Последний ведут контактированием смеси оксидов углерода и 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.й, СО, 0,3- 23,6 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 0,4- 20 об.й и соотношении СО:СОч (0,25- 55): 1, но лучше (0,25-3,6):1, .с по" следующим выделением метанола. При" йЖ чем последний желательно выделять в едином для обеих стадий устройстве. Способ позволяет повысить удельную производительность катализатора с 0,4 до 1,46 т/м ч при общей степени превращения оксидов углерода 94-993 и упростить процесс за счет исключения системы циркуляции газовой смеси, ф, 2 з.п. Ф-лы, 2 ил 1 табл, вйьЮИзобретение относится к алифатическим спиртам, а именно к способуполучения метанола, который находитширокое применение в технологии основного органического смнтеэа.Цель изобретения - увеличения удельной производительности катализатораи упрощение технологической схемыконтактированием газсрой смеси, содеРжащей СО 0,7-30,0 об,Х, СО-О,З 23,6 об.7. при соотношении СОгСО,равном (0,03-87):1, на первой стадии с катализатором в реакторном узле, состоящем из одного проточногореактора или каскада проточных реакторов, а на второй стадии - при концентрации СО во входящей газовойсмеси 0,4-20 об.Х и соотношении СО. (0,25-3,6): 1) .Предпочтительно отделение метанола осуществляют в едином для обеихстадий устройстве.На фиг. 1 представлена схема осуществления предлагаемого способа по. лучения метанола с конденсацией метанола после каждой стадии в отдельных устройствах;,на фиг. 2 - то же,где охлаждение газа, конденсация иотделение метанолапервой и второйстадий совмещены,На схемах обозначены сепараторы1-3; конденсаторы 4 и 5, рекуперативные теплообменники 6-,9; проточныереакторы 10 и 11 первой стадии, реакторы 12 второй стадии, циркуляционные компрессоры 13 и 14, шахтныйреактор, второй стадии 15 и холодильник-конденсатор 16. 4Исходный синтез-гаэ 1, содержа"щий оксиды углерода и водород, подогретый в рекуперативном теплообменнике 6 (фиг. 1) до 190-240 С поддавлением 50-100 атм подают в про. точный реактор 10, например трубчатый. В реакторе осуществляют процессобразования метанола, Выделяющеесяпри этом тепло реакции используютдля образования водяного пара 71 иэводяного конденсата Ч, подаваемогов реак.ор. Газы, выходящие из реакто 6ра с температурой 240-270. С, направлявт в рекуперативный теплообменник6 для нагрева газа поступающего вреактор, и затем. охлаждают вхолодильнике"конденсаторе. После отделенияметанола сырци 1 Ч в сюпараторв 1 гаэовый поток 11 смешивают с циркуляционным газом второй стадии, сжимают циркуляционным компрессором 13 и через рекуперативный теплообменникнаправляют в последовательно расположенные реакторы 12, где осуществляют дальнейшую переработку газа с достижением заданной степени превращения . Образующийся на второй стадии метанол конденсируют в конденсаторе 5. После отделения метанола- сырца 1 Ч в сепараторе 2 часть газа 111 выводят из системы, а остальной смешивают с газом, поступающим из первой стадии, и подают на всас циркуляцнонного компрессора.П р и м е р 1 (известный).94000 нм /ч конвертированного газа содержащего, Х: СО 15,8; СО12,4; Н 69,4; СН, 1,9; Л0,4, подают на первую стадию синтеза, состоящую иэ реактора, содержащего 47,6 мз катали" затора, с рециклом и системы отделения метанола-сырца. Скорость подачи газа в реактор 294000 ими /ч. 633 гао 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. Температурао 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 ими /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 2700 С. Продувочные газы .второй стадии составляют 9700 нм /ч. На первой стадии получают 19 т/ч метанола, на второй - 1.3 т/ч, что сооответ" ствует производительности катализатора 0,4 и 0,28.т/м катализатора в час илн суммарно для обеих стадий 0,34 т/ич. Общая степень превращения СО+СО равна 84,5 Х. Расход исход" ного газа на тонну продукта 2937 нм, 14425П р и м е р 2. 94000 нм/ч газа, содержащегоХ: СО 15,8; СО 12,4 Н 694; СН+ 1,9; Ыт 0,4, подают в трубчатый реактор первой стадии соВ держапрй 30 и катализатора. Температура газа на выходе из реактора 250 С. Яа первой стадии получают 12,71 т/ч метанола, Производительность единицы объема катализатора 0,42 т/и,ч. По О сле охлаждения газа в рекуперативном теплообменнике, холодильнике"кондеи" сатаре и отделения метанола газ в количестве 65486 нм /ч состава, Х: СО 9,72; СО 2 16,45; СН 4 2,72; И 0,57; 15 СН ОН 0,76; Н.О 0,04, подают на вторую стадию в адиабатический реактор, содержащий 40 и- катализатора. Расход циркулирующего газа 500000 нм /ч. Яа второй стадии получают 2 1,29 т ме тавола в 1 ч. Производительность единицы объема катализатора 0,53 т/м.ч, Количество произведенного метаноле иа первой и второй стадиях 34 т/ч. Суммарная производительность едини цы объема катализатора 0,49 т/м ч Общая степень превращения СО+СО равна 93,1 Х. Расход исходного газа на тонну продукта 2765 нмф .Данные примеров 1-11 сведены в30 таблицу.В примерах 3-9 метанол получаютаналогично примеру 2 при различных составах и расходах исходного газа, давлениях и температурах, ЭБПримеры 10 и 11 описывают олька первую стадию.П р и м е р 12. Исходный газ по" дают на первую стадий состоящую из двух последовательных трубчатых ре актаров. 280000 нм /ч исхсдного газа, содержащего, Йф СО 27,49; СО 3,5,",Н 67,7; СН 4 0,51 И Ор 8 подают в первый реактор, содержащий 30 мз катализатора. Температура газа насвыходе иэ реактора 250 С. После первого реактора отделяют 48,81 т/ч метанола. Произ-одительиасть единицы объема катализатора в первом реакторе первой стадии 1,63 т/мф,ч, После отде- я 0 ления метанола газ в количестве 175695 им/ч состава, Х: СО 24,08; Со 5,41; Н 6795; СН 4 0,81;,Я 1 е 28 з СНЗОН 045 ю НФ Оэ 02 в подют на 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/и ме 144танола, Производительность единицыобъема катализатора ва втором реакторе первой стадии 1,3 т/мф,ч,После отделения метанола газ вколичестве 120558 ими /ч состава, ,:СО 20,29 СО 776 Н68,39; СН 41,18; Н1,87; СН;ОН 0,5; Н:О 0,02,поцают на вторую стадию в адиабатический реактор, содержащий 30 и катализатора с газовым рециклам. Расход циркулирующего газа 600000 нм /чаНа втаоой стадии получают4182 т/ч метанола, Производительностьединиць объема катализатора в реак"торе второй стадии 1,39 т/ич, Общее количество произведенного метанола на двух стадиях 116,62 т/мч.Суммарная производительность единицы объема катализатора 1,46 т/м с.Общая степень превращения,СО+СО равна 94,1 Е. Расход нсхаднага газа2401 нм /т продукта.П р н и е р 13.(совмещение конден-сации и отделения метанола первой ивторой стадий);Процесс ведут аналогично примеру12. Исходный гаэ в количестве137000 нм/ч состава, аб.Х: 60 7,18;СО 2218; ИУ 67,63 СН 4 2,15; И0,86, поступает в трубчатый реакторпервой стадии, содержащий 30 м ката"лнзатора. Температура газа на выходеиз реактора 260 С, Р8,0 ИПа. Гаэиз трубчатого реактора в количестве109950 м /ч состава, аб.й: СО 8,5СО 1579 Н 59 241. СН 4 21,07; СИОН 12,28; НО, 0,44, пройдярекуперативный теплаабменник (фиг.2)для подогрева входящего в реакторсвежего газа, поступает в холодильник-конденсатор, перед которым ачсмешивается с потоком циРкуляцноннога газа, выходящего из циркуляцнонного реактора второй стадии (паслерекуперативнога теплаабменника) Ко"личество газа после смещения двух потоков составляет 710570 нм /ч, сас"тав, абЛ: СО5,53; СО 5,28; Н57,33; СН 4 1/,41; К 7,37; СНОН5,87; НО 1,21, После охлажденияабъединеннага газового патока до40 С в сепараторе отделяют метанолв количестве 55 т/ч. После отделенияметанола циркуляцианный газ иэ аепа"ратара подают на всас циркуляцианнагакомпрессора. Проходя через рекупера"тивный теплаабменник, газ нагреваетсяода 240 С и поступает в адиабатическнйреактор с объемом катализатора 50 иф . Суммарная производительность единицы объема, катализатора 0,69 т/ифч (по дв 9 м стадиям). Общая степень превращения оксидов углерода 95,8 Х. Расход исходного газа 2481 виз ит продукта.Предлагаемый способ позволяет повысить удельную производительность катализатора до 1,46 т/матч (против 16 0,4 тич) при общей степени пре" вращения оксидов углерода 94-993,Повышение удельной производительности катализатора в предлагаемом способе позволяет уменьшить количество катализатора, требуеиое для переработки заданного количества газовой смеси, снизить расход энергии. на циркуляцию газа и сырья, что открывает путь к разработке агрегатов 20 большой единичной иощности без увеличения объема реакторов илн 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 тои случаеь когда газовую смесь после реактора 30 первой ступенинаправляют 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 я1. Способ получения метанола контактированием смеси оксидов углеродаи водорода с медьсодержащии катализатором при повышенных температуреи давлении в две стадии с последующим выделением метанола, о т л и -ч а ю щ и й с я тем, что, с цельюувеличения удельной. производительности катализатора и упрощений технологической схемы, на первой стадиигазовую смесь, содержащую СО 0,730,0 об.й, СО 0,3-23,6 об,й, присоотношении СО:СО, равном (0,0387):1, контактируют с катализаторомв реакторнои узле, состоящем иэ одного проточного реактора или каскадапроточных реакторов, и на второй стадии процесс ведут при концентрацииСО во входящей газовой смеси 0,420 об.Х и соотношении СО:СО, равном (0,25-55); 1.2. Способ по и, 1 р о т л и ч аю щ и й с я тем, что на второй стадии процесса соотношение СО:СО вовходящей газовой смеси составляет(0,25-3,6):1,3. Способ по и. 1, о т л и ч аю щ и й с я . тем, что метанол выделя"ют в едином для обеих стадий устрой"стве,1442514ч ОВ о ф Фо е е еФ оО Ом мО фЭь о Е Ф Оммщ О лф ФО ес д л л, К е алсО иЪ сОЩ Ф Э м о9 мО аЮ еч е м О о о а Ю Л. ееЪ о Ф о м мЪ м- Ю иЪ ЕОо о сЧ еЕЪ О е дм ф еЧ О юе сч сО м м В1 О м Э м м М ф м м4 ь ) О сЧ О еЮсФ иЪ аф В о о.с Составитель Н, Капитанова Техред Л.Олийнык Корр р Л.Па дактор В. Бобко Заказ 6 5 л. Проектная, 4 но-полиграфичес едприятие, г, Ужгор Производс Тираж 370 Подпи В 11 ИИПИ Государственного комитета СССР по делам изобретений и открытий 113035, Иосква, Ж, Раушская наб д, 4