Patents
Search within
Search within the title, abstract, claims, or full patent document: You can restrict your search to a specific field using field names.
Use TI= to search in the title, AB= for the abstract, CL= for the claims, or TAC= for all three. For example, TI=(safety belt).
Search by Cooperative Patent Classifications (CPCs): These are commonly used to represent ideas in place of keywords, and can also be entered in a search term box. If you're searching forseat belts, you could also search for B60R22/00 to retrieve documents that mention safety belts or body harnesses. CPC=B60R22 will match documents with exactly this CPC, CPC=B60R22/low matches documents with this CPC or a child classification of this CPC.
Learn More
Title
Abstract
Claims
Full Document
Find patents
Keywords and boolean syntax (USPTO or EPO format): seat belt searches these two words, or their plurals and close synonyms. "seat belt" searches this exact phrase, in order. -seat -belt searches for documents not containing either word.
For searches using boolean logic, the default operator is AND with left associativity. Note: this means safety OR seat belt is searched as (safety OR seat) AND belt. Each word automatically includes plurals and close synonyms. Adjacent words that are implicitly ANDed together, such as (safety belt), are treated as a phrase when generating synonyms.
Learn More
Search by
Chemistry searches match terms (trade names, IUPAC names, etc. extracted from the entire document, and processed from .MOL files.)
Substructure (use SSS=) and similarity (use ~) searches are limited to one per search at the top-level AND condition. Exact searches can be used multiple times throughout the search query.
Searching by SMILES or InChi key requires no special syntax. To search by SMARTS, use SMARTS=.
To search for multiple molecules, select "Batch" in the "Type" menu. Enter multiple molecules separated by whitespace or by comma.
Learn More
Patent numbers
Search specific patents by importing a CSV or list of patent publication or application numbers.
Způsob výroby kyseliny octové
CZ304601B6
Czechia
- Other languages
English - Inventor
Sabine Zeyss Uwe Dingerdissen Manfred Baerns Dorit Wolf David Linke
Description
translated from
Oblast techniky
Vynález se týká způsobu výroby kyseliny octové oxidací ethanu, s vysokou selektivitou a výtěžkem, v reaktoru s fluidním ložem.
Dosavadní stav techniky
Katalytická oxidace ethanu v plynné fázi na ethylen a kyselinu octovou je již dlouho známa. Reakce je zásadně ovlivňována volbou reakčních podmínek, což platí zejména pro selektivitu reakce. Obecně, kyselina octová vzniká jen jako vedlejší produkt, zatímco hlavním produktem je ethylen, který za určitých podmínek může být dále oxidován na oxid uhličitý.
DE 196 30 832 Al, DE 196 20 542 Al, DE 197 45 902 Al, WO 98/47850 a WO 98/47851 popisují způsob výroby kyseliny octové částečnou oxidací ethanu za použití MoaPdbXcYd jako katalyzátoru v pevném loži. Katalyzátor má vysokou stabilitu a vysokou selektivitu oxidace ethanu na kyselinu octovou. Nicméně s tímto procesem jsou spojeny obtíže, způsobené skutečností, že oxidace ethanu na kyselinu octovou je silně exotermní. Zejména v poměrně velkých reaktorech s pevným ložem může být reakční teplo odváděno jen nedostatečně. To má za následek zvýšení teploty v reaktoru a tedy i snížení selektivity reakce.
Ve snaze obejít tento problém byly činěny pokusy provádět reakci ve fluidním loži, jak je popsáno například v US 5 300 684, kde jsou chladicí trubice pro odvádění tepla umístěny přímo v reaktoru s fluidním ložem. Další rozvinutí tohoto způsobuje popsáno ve WO 00/14047. Nevýhodou zde popsaných procesů ve fluidním loži je, že oxidace ethanu na kyselinu octovou probíhá s nízkou selektivitou a nižším objemově-časovým výtěžkem než v reaktoru s pevným ložem.
Podstata vynálezu
Cílem vynálezu tedy je poskytnout způsob oxidace ethanu na kyselinu octovou v reaktoru s fluidním ložem, který může být prováděn s vyšší selektivitou a tedy s vyšším výtěžkem než dosud popsané způsoby.
Předložený vynález překvapivě ukázal, že selektivita oxidace ethanu na kyselinu octovou závisí na velikosti plynových bublin ve fluidním loži katalyzátoru. Konkrétně, výhodné jsou velikosti bublin <12 cm. Zvláště výhodné jsou bubliny mající průměr <5 cm.
Při dané průměrné velikosti částic použitého katalyzátoru může být velikost bublin nastavena řízením objemového průtoku plynu. Velikosti bublin <12 cm může být dosaženo jen za použití částic katalyzátoru majících střední průměr menší nebo rovný 80 pm.
V souladu s tím, předložený vynález poskytuje způsob přímé katalytické oxidace ethanu na kyselinu octovou ve fluidním loži obsahujícím až 70 % částic katalyzátoru majících průměr menší nebo rovný 80 pm. Fluidní lože s výhodou obsahuje také menší částice mající velikost částic 10 až 60 pm, a distribuce velikosti částic by měla být taková, že 10 až 60 % částic má průměr menší než 60 pm. Zvláště výhodné je, když je distribuce velikosti částic taková, že jsou přítomny částice katalyzátoru o průměru 10 až 40 pm. Podle zvláště výhodného provedení je průměr 20 až 50 % částic katalyzátoru menší než 40 pm.
-1 CZ 304601 B6
Nastavený fluidizační index (fluidizační index je poměr nastavené rychlosti plynu k minimální fluidizační rychlosti) musí být vyšší než 1. To znamená, že fluidní lože musí být ve fluidním stavu. Při tlaku 1,6 MPa (tj. 16 bar) a teplotě 280 °C je minimální fluidizační rychlost částic o průměru 80 μπι 5,85 mm/s. Fluidizační indexje s výhodou 1 až 12.
Jako katalyzátory je možné použít všechny odborníkovi známé katalyzátory. Bylo zjištěno, že výhodné jsou katalyzátory vzorce (I)
MoaPdbXcYd (I), kde
X je jeden nebo více prvků zvolených ze skupiny zahrnující Cr, Mn, Nb, B, Ta, Ti, V, Te, W a Re, a
Y je jeden nebo více prvků zvolených ze skupiny zahrnující B, Al, Ga, In, Pt, Zn, Cd, bi, Ce, Co, Rh, Ir, Cu, Ag, Au, Fe, Ru, Cs, Mg, Ca, Sr, Ba, Li, K, Na, Rb, Be, Nb, Zr, Hf, Ni, P, Pb, Sb, Si, Sn, TI a U.
Indexy a, b, c, d představují gramatomové poměry příslušných prvků, přičemž, vztaženo na a=l, b jev rozmezí 0,0001 až 0,01, s výhodou 0,0001 až 0,001, c je v rozmezí 0,1 až 1, a d jev rozmezí 0 až 1.
X a/nebo Y mohou také představovat více prvků, přičemž indexy c a d mohou mít pro různé prvky různé hodnoty.
Katalyzátor s výhodou obsahuje alespoň jednu z následujících kombinací ve spojení s kyslíkem:
MOi,oPdo,0005Vo,25Nk>0, 12
Moi,ooPdo,ooo5Vo,45Nbo,o3Sbo,oiCao, oi
Moi,ooPdo,ooosVo,45Nbo,o3Sbo,oiCao,oiKo,oi5
Moi, ooPdo, 00075V0,4sNbo, o3Sbo, oiCao,oi
Moi,ooPdo,ooo75Vo,55Nbo,o3Sb0,oiCao,oi
MOl, OoPdo,oOO7 5Vo, 4 5Nbo, 06Sbo,OiCao,01
M01, ooPdo, 0008V0,55Nbo, o6Sbo, oiCao, 91
M01, ooPdo, 00085V0, ssNbo, oeSbo, oiCao, Ot
Moi, ooPdo, 00075V0, ssNbo, ogSbo, 01Cao, 01
M01, ooPdo, oooeVo, soNbo, ísTeo, oiCao,31
M01, ooPdo, ooo75Vo,5oNbo( 09W0, oiPd0ř 0003 ·
Vedle reakčních plynů ethanu a kyslíku může reakční směs dále obsahovat vodní páru a inertní plyny, například dusík nebo oxid uhličitý. Přitom je možno v reaktoru s fluidním ložem použít směs reakčních plynů nad mezí výbušnosti. S výhodou se však reaktor provozuje s přebytkem inertního plynu, vody a/nebo ethanu. Vodní pára urychluje oxidaci ethanu na kyselinu octovou na úkor oxidace ethanu na ethylen a zvyšuje tak selektivitu reakce na kyselinu octovou.
-2CZ 304601 B6
Způsob se s výhodou provádí při nízkých teplotách. Nízké teploty zvyšují selektivitu oxidační reakce ve prospěch kyseliny octové. Výhodné je rozmezí teplot 100 až 500 °C při tlaku v reaktoru 0,1 až 5 MPa (tj. 1 až 50 bar).
Hustota částic katalyzátoru může být v rozmezí 500 až 6000 kg/m3. Pro provádění způsobu je možno použít například fluidní reaktor popsaný v US 5 300 684.
Způsob podle vynálezu má vysokou selektivitu a v souladu s tím je možno v reaktoru s fluidním ložem dosáhnout zvýšený objemově-časový výtěžek oxidace ethanu na kyselinu octovou při mírnějších teplotách. Dále, zmenšení velikosti bublin umožňuje omezit rušivé zpětné promíchávání reakčních složek ve fluidním loži. To rovněž zvyšuje selektivitu reakce, což opět vede k nárůstu objemově-časového výtěžku kyseliny octové.
Podle zvláštního provedení, zejména je-li požadována vysoká konverze ethanu, může být reakce prováděna ve vícestupňovém reaktoru s fluidním ložem s vlastním přívodem plynu v každém stupni. Růst bublin začíná v každém stupni znovu, takže velikost bublin je v průměru menší než v jednostupňovém fluidním loži. Malých bublin může být dosaženo také pomocí vestaveb, například sítových, ve fluidním loži. Pro dosažení vysoké konverze ethanu a zároveň vysoké selektivity reakce na kyselinu octovou může být kromě toho výhodně rozdělené přivádění kyslíku do jednotlivých stupňů.
Výhodné velikosti bublin ve fluidním loži a příslušné parametry reakce byly stanoveny z výsledků měření, získaných při zkoumání katalytické oxidace ethanu v plynné fázi v pevném loži. Zjištěné kinetické parametry probíhajících reakcí jsou shrnuty v obr. la a lb. Katalytická oxidace ethanu v plynné fázi je katalyzována dvěma různě katalyticky aktivními místy Z a X katalyzátoru. Zje místo, kde nastávají všechny kroky oxidace, totiž oxidační dehydrogenace ethanu, částečná a úplná oxidace ethanu a kyseliny octové. X je poloha na katalyzátoru, která se stává katalyticky aktivní jen v přítomnosti vody. Aktivovaná forma X (X-OHOH) vede ke konverzi ethenu na kyselinu octovou prostřednictvím mechanismu podobného Wackerově reakci. Vznik kyseliny octové tak probíhá dvěma různými reakčními cestami - parciální oxidací ethenu na poloze Z (krok 2 v obr. la) a mechanismem podobným Wackerově reakci na poloze X (krok 3 v obr. la). Nezbytné kinetické hodnoty k meziproduktům na katalyticky aktivním povrchu ve stacionárním stavu Z, Z-OH2, Z-O, Z-CH2H4, X-OHOH a X-0 byly stanoveny analyticky a jsou uvedeny v tabulce X.
Hodnoty tímto způsobem stanovené byly použity pro simulaci reaktoru s fluidním ložem podle modelu Bubble Assemblage Model (BAM) (K. Kato, C. H. Wen, Chem. Eng. Sci. 24, 1351-1368 (1969)).
Model popisuje fluidní lože jako dvoufázový systém, který sestává z fáze bublin chudé na katalyzátor a z fáze emulze bohaté na katalyzátor; dvoufázová struktura takovéto reakční směsi obsahující částice ve fluidním loži, kterým prochází plyn, může být ověřena prostým okem. Protože fáze emulze obsahuje vysoký podíl pevné látky, probíhá zde katalytická reakce, přičemž ve fázi bublin mající nízkou koncentraci katalytického materiálu prakticky žádná reakce neprobíhá. Model reaktoru s fluidním ložem proto musí popisovat transport reakčních složek a produktů mezi fází bublin a fází emulze a zároveň musí zohledňovat růst bublin s narůstající vzdáleností od rozdělovače plynu, což je efekt u fluidního lože dobře známý. Z toho důvodu bylo fluidní lože rozděleno na segmenty s výškou odpovídající lokálnímu průměru bublin. Průměr bublin, rychlost bublin, expanze lože a lokální objemové podíly fází byly počítány podle Werthera (J. Werther, Chem. Eng. Sci. 47 (9-11), 2457-2462 (1992)) a Murraye (J. D. Murray, J. Fluid. Mech. 21, 465 (1965)). Pro obě fáze, fázi bublin i fázi emulze, byl každý segment popisován jako ideálně míchaná nádoba. Na základě dobrého odvádění tepla z reaktoru s fluidním ložem může být dosaženo přibližně izotermních reakčních podmínek; proto byl reaktor pro účely modelování uvažován jako izotermní.
-3 CZ 304601 B6 (1)
Hmotnostní bilance pro obě fáze je dána následujícími rovnicemi:
Fáze emulze:
= ATUmf[cE,i,k-1 CE,i,k] + kBE,kVB,k[cB,i,k CE,i,k] + Σν^Γε,ί,ίΛΙ Smf)pkatVE,k
Fáze bublin:
- ATUmf(uk- Umf)[cB,i,k-1 “ cB,i,k] ~ kBE,kVB,k[cB,i,k ~ cE,i,k] (2)
Tyto rovnice mohou být řešeny pro všechny reakční složky i a všechny segmenty k, například Wegsteinovou metodou. Transport hmoty mezi fází bublin a fází emulze, který je vyjádřen koeficientem KBE,i,k> může být stanoven kvantitativně pomocí korelace podle Šita a Graceho (S. P. Sit, J. R. Grace, Chem. Eng. Sci. 36, 327-335 (1981)). Minimální fluidizační rychlost umf je odvozena podle Wena (C. Y. Wen, Y. H. Yu, AICheE J. 12, 610-1966)).
Pomocí zde vyvinutého modelu může být přímá katalytická oxidace ethanu na kyselinu octovou ve fluidním loži popsána s vysokým stupněm přesnosti.
Výsledky jsou znázorněny v obr. 2 až 7. V obrázcích a tabulkách xm je modifikovaný objemový čas daný podílem hmotnosti katalyzátoru a objemového průtoku za příslušných reakčních podmínek.
Přehled obrázků na výkresech
V obr. la a lb jsou shrnuty kinetické parametry probíhajících reakcí.
Obr. 2 znázorňuje průměr bublin jako funkci výšky nad bodem přivádění plynu pro průměr částic 60 pm a 80 pm.
Obr. 3 znázorňuje křivky selektivita-konverze a obr. 4 znázorňuje výtěžek kyseliny octové jako funkci doby zdržení pro různé průměry částic a bublin za následujících podmínek reakce: T=260 °C, P=l,6 MPa (tj. 16 bar), složení nástřiku C2H6:02:H20:N2=40:8:20:32.
Obr. 5 znázorňuje křivky selektivita-konverze a obr. 6 znázorňuje výtěžek kyseliny octové jako funkci doby zdržení pro vícestupňová fluidní lože (viz výše); body označují složení na výstupu každého stupně (reakční podmínky: T=260 °C, P=l,6 MPa (16 bar), dp=60 pm, složení nástřiku C2H6.O2:H2O:N2 = 40:8:20:32 (v případě rozděleného přivádění kyslíku v prvním stupni 40:1,6:20:32)).
Obr. 7 znázorňuje křivky selektivita-konverze a obr. 8 znázorňuje výtěžek kyseliny octové jako funkci doby zdržení pro pevné lože, jednostupňové fluidní lože a 5-stupňové fluidní lože s rozděleným přiváděním kyslíku; body označují složení na výstupu každého stupně (reakční podmínky: T=260 °C, P=l,6 MPa (16 bar), dp=60 pm, složení nástřiku C2H6:O2:H2O:N2 = 40:8:20:32 (v případě rozděleného přivádění kyslíku v prvním stupni 40:3,2:20:32)).
Příklady provedení vynálezu
Výpočty byly prováděny za předpokladu průměru reaktoru D, 4 m, velikosti částic 60 pm nebo 80 pm (podle Geldartovy klasifikace A), hustoty částic 3100 kg/m3 a porozity reaktorového fluidního lože 0,5 při minimální fluidizační rychlosti. Odpovídající minimální fluidizační rychlost
-4CZ 304601 B6 byla 3,3 m/s (60 pm) nebo 5,85 m/s (80 pm). Pro dosažení srovnatelných fluidně-dynamických podmínek v reaktoru při simulaci byl fluidizační index u/umf v reaktoru udržován konstantní 8,0 pro všechny podmínky simulace (různé teploty, různá složení nastřikovaného plynu) odpovídajícím nastavováním rychlosti plynu na vstupu reaktoru v rozmezí 4,67 až 5,40 m3/s. Jako rozdělovač byl použit deskový tryskový rozdělovač mající 800 otvorů na m2.
Při výpočtu vícestupňového reaktoru s fluidním ložem bez rozděleného přivádění kyslíku byl každý stupeň modelován jako individuální reaktor s fluidním ložem s vlastním rozdělovačem plynu. V případě vícestupňového fluidního lože s rozděleným přiváděním kyslíku byl před každým stupněm přidáván stejný průtok kyslíku. Objemový průtok pak narůstal od stupně ke stupni, takže fluidizační poměr mírně narůstal z hodnoty 7,5 na 8,5. Objemový průtok byl zvolen tak, aby fluidizační poměr u/umf ve středním stupni fluidního lože měl hodnotu 8.
V obrázcích jsou pro srovnání uvedeny výsledky simulací pro ideálně izotermní reaktor s pevným ložem za shodných podmínek (označení PLF). Modifikovaná doba zdržení rmod uvedená v obrázcích a tabulkách je definována jako hmotnost katalyzátoru dělená objemovým průtokem na vstupu reaktoru za daných reakčních podmínek.
Příklad 1: Vliv velikosti částic
Simulační výpočty byly prováděny pro dva různé průměry částic, 60 pm a 80 pm. V případě 60pm částic vznikaly menší bubliny mající maximální průměr 4 cm, zatímco v případě 80pm vznikaly bubliny mající průměr až 12 cm.
Účinek lepšího transportu hmoty a omezeného zpětného promíchávání v případě malých bublin na selektivitu a výtěžek kyseliny octové je znázorněn na obr. 3 a 4. Obr. 3 a 4 také ukazují, že při průměru bublin dB=l cm jsou dosažitelné výtěžky stejné jako v reaktoru s pevným ložem.
Dále, výsledky ukazují, že při konstantní konverzi selektivita kyseliny octové narůstá s klesající velikostí bublin. Kromě toho, se zmenšováním průměru částic narůstá také výtěžek kyseliny octové YHOac a objemově časový výtěžek (obr. 4).
Příklad ukazuje, že při maximální velikosti bublin dB= 1 cm jsou v reaktoru s fluidním ložem a v reaktoru s pevným ložem získány prakticky shodné výsledky, pokud jde o selektivitu reakce na kyselinu octovou a objemově časový výtěžek, neboť při této velikosti bublin nedochází prakticky k žádnému potlačeni transportu hmoty mezi bublinami a fází emulze, a navíc je potlačeno zpětné promíchávání. Je tedy možno ukázat, že nízkou selektivitu a objemově časový výtěžek je možno alespoň částečně přičítat nežádoucímu zpětnému promíchávání ve fluidním loži a pomalému transportu hmoty mezi fází bublin a fází emulze, což vede k tomu, že kyslík z bublin se jen pomalu dostává do fáze emulze. Kromě toho, vysoká koncentrace kyslíku v bublinách vede ke zvýšenému vzniku oxidu uhličitého v důsledku neselektivní další oxidace kyseliny octové a tedy ke snížení selektivity kyseliny octové.
Příklad 2: Vícestupňový reaktor s fluidním ložem
Další možnou cestou omezení nežádoucího zpětného promíchávání ve fluidním loži je, vedle zmenšení velikosti částic, použití vícestupňového reaktoru s fluidním ložem. V důsledku rozdělování plynu na začátku každého stupně je průměrná velikost bublin v reaktoru s fluidním ložem menší, než v jednostupňovém fluidním loži, neboť růst bublin začíná v každém stupni znovu.
Obr. 5 a 6 znázorňují výsledky pro různé vícestupňové reaktory s fluidním ložem:
-5CZ 304601 B6
- „3Sť‘ - 3-stupňový reaktor s fluidním ložem s 20 t katalyzátoru na stupeň, s výškou fluidního lože na stupeň 1,04 m
- „5St“ - 5-stupňový reaktor s fluidním ložem s 10 t katalyzátoru na stupeň, s výškou fluidního lože na stupeň 0,53 m
- „5St, vert“ - 5-stupňový reaktor s rozděleným přiváděním kyslíku a s 15 t katalyzátoru na stupeň, s výškou fluidního lože na stupeň 0,78 m.
Pro srovnání jsou na obr. 5 a 6 uvedeny také výsledky pro jednostupňový reaktor s fluidním ložem (BAM) a ideální reaktor s pevným ložem (PLF).
Při nízké konverzi ethanu vzniká v 5-stupňovém fluidním loži s rozděleným přiváděním kyslíku ethylen se značně vyšší selektivitou než v jiných reaktorech s fluidním ložem. To je možno přičítat nízké koncentraci kyslíku. Naproti tomu, při vyšší konverzi ethanu jsou rozdíly v selektivitách mezi různými reaktory s fluidním ložem malé (<2 %). Nejvyšší, po reaktoru s pevným ložem, selektivita reakce na kyselinu octovou SHoaC =72,2 % je dosažena v 5-stupňovém fluidním loži s rozděleným přiváděním kyslíku (při Xc2H6=8,6 %). Při stejné konverzi ethanu je selektivita v reaktoru s pevným ložem SHoac=77,5 %.
Výsledky na obr. 5 ukazují, že použití vícestupňového fluidního lože umožňuje značné zvýšení objemově-časového výtěžku ve srovnání s jednostupňovým fluidním ložem. Na druhé straně, rozdělené přivádění kyslíku vede ke snížení objemově časového výtěžku, neboť nižší parciální tlak kyslíku snižuje, ve srovnání s jinými reaktory, reakční rychlost.
Simulace 5-stupňového reaktoru s fluidním ložem s rozděleným přiváděním kyslíku byla opakována s vyšší koncentrací kyslíku, která umožňuje vyšší konverzi ethanu a tedy vyšší výtěžek kyseliny octové. Při vyšším parciálním tlaku kyslíku byla zvýšena reakční rychlost. Jako předtím, hmotnost katalyzátoru byla 15 t/stupeň. Výsledky simulace jsou znázorněny na obr. 7 a 8.
Na rozdíl od výsledků získaných s nízkou koncentrací kyslíku (obr. 5 a 6), křivky selektivitakonverze na obr. 7 a 8 ukazují významnější rozdíly mezi jednostupňovým reaktorem s fluidním ložem a 5-stupňovým reaktorem s fluidním ložem. V důsledku rozděleného přivádění kyslíku byla při stejné konverzi ethanu získána značně vyšší selektivita reakce na kyselinu octovou než v jednostupňovém reaktoru s fluidním ložem (při Xc2hó=16 %: SHoac,i-st=65,4 % resp. SH0ac.5 st=69,7 %). Ztráta selektivity ve fluidním loži ve srovnání s pevným ložem je poměrně malá (SHoac,PLF=73,6 %). Jako předtím, objemově-časový výtěžek získaný s rozděleným přiváděným kyslíku je oproti reaktoru s pevným ložem snížen; je však na úrovni jednostupňového reaktoru s fluidním ložem.
V následujících tabulkách jsou uvedena data ke všem obrázkům.
-6CZ 304601 B6
Tabulka 1: Konverze a selektivita pro různé velikosti bublin a průměry částic (obr. 3 a obr. 4)
| •Em/kg.s.m'3 | Xc2H&í% | x02/% | Sc2nV% | S|-1Oac/% | ScO2/% |
| Průměr částic 60 pm | |||||
| 7 540 | 1,19 | 11,19 | 0,28 | 80,33 | 19,39 |
| 15 080 | 2,22 | 21,29 | 0,22 | 78,80 | 20,99 |
| 30 159 | 3,88 | 37,99 | 0,30 | 76,67 | 23,03 |
| 60 318 | 5,92 | 58,88 | 1,17 | 73,79 | 25,04 |
| 90 477 | 7,13 | 71,35 | 1.77 | 72,28 | 25,94 |
| 150 795 | 8,51 | 85,52 | 2.47 | 70,78 | 26,75 |
| 226 193 | 9,31 | 93,75 | 2,91 | 69,96 | 27,13 |
| 301 591 | 9,66 | 97,30 | 3,11 | 69,61 | 27,27 |
| Průměr částic 80 pm | |||||
| 4 250 | 0,69 | 6,44 | 0,38 | 81,25 | 18,37 |
| 8 499 | 1.31 | 12,43 | 0,27 | 80,00 | 19,74 |
| 16 998 | 2,36 | 22,78 | 0,25 | 77,97 | 21,78 |
| 33 996 | 3,65 | 35,94 | 1,01 | 74,89 | 24,10 |
| 50 995 | 4,37 | 43,48 | 1,50 | 73,28 | 25,22 |
| 84 991 | 5,29 | 53,10 | 1,98 | 71,69 | 26,33 |
| 127 487 | 6,06 | 61,14 | 2,30 | 70,66 | 27,04 |
| 169 982 | 6,64 | 67,00 | 2,52 | 70,02 | 27,46 |
| 254 973 | 7,50 | 76,11 | 2,81 | 69,24 | 27,95 |
| Omezený průměr bublin db= | 1 cm | ||||
| 4 250 | 0,72 | 6,59 | 0,69 | 81,99 | 17,32 |
| 8 499 | 1,41 | 13,06 | 0,46 | 81,75 | 17,79 |
| 16 998 | 2,73 | 25,55 | 0,27 | 81,12 | 18,60 |
| 33 996 | 5,11 | 48,46 | 0,19 | 79,80 | 20,01 |
| 50 995 | 7,07 | 67,91 | 0,26 | 78,55 | 21,19 |
| 84 991 | 9,40 | 91,07 | 1,72 | 75,55 | 22,74 |
| 127 487 | 10,16 | 98,61 | 2,57 | 74,10 | 23,33 |
| Pro srovnání: reaktor s pístovým tokem | |||||
| 1 700 | 0,28 | 2,48 | 2,52 | 81,21 | 16,27 |
| 4 250 | 0,72 | 6,54 | 0,98 | 82,48 | 16,54 |
| 8 499 | 1,42 | 12,98 | 0,51 | 82,53 | 16,96 |
| 16 998 | 2,78 | 25,74 | 0,27 | 81,93 | 17,79 |
| 33 996 | 5,23 | 49,22 | 0,18 | 80,52 | 19,30 |
| 50 995 | 7,24 | 69,06 | 0,26 | 79,19 | 20,55 |
| 67 993 | 8,75 | 84,07 | 0,93 | 77,52 | 21,55 |
| 84 991 | 9,63 | 92,70 | 1,82 | 75,97 | 22,22 |
| 127 487 | 10,28 | 99,18 | 2,58 | 74,65 | 22,76 |
-7CZ 304601 B6
Tabulka 2: Vícestupňové reaktory s fluidním ložem bez bočních proudů (všechen kyslík je přiváděn v prvním stupni) (obr. 5 a obr. 6)
| Tm/kg.s.rn'3 | Xc2H6f°/° Xq2/% | Sc2hV% SHOac/% ScO2/% | |
| 3-stupňový reaktor s fluidním ložem | |||
| stupeň 1 stupeň 2 stupeň 3 | 60 318 120 636 180 954 | 5,91 58,88 8,55 85,61 9,49 95,22 | 1,17 73,79 25,04 2,09 71,86 26,06 2,71 70,82 26,48 |
| 5-stupňový reaktor s fluidním ložem | |||
| stupeň 1 stupeň 2 stupeň 3 stupeň 4 stupeň 5 | 30 159 60 318 90 477 120 636 150 795 | 3,88 37,98 6,56 65,11 8,23 81,65 9,14 90,64 9,62 95,30 | 0,30 76,67 23,03 0,88 74,90 24,22 1,59 73,42 24,99 2,20 72,36 25,44 2,57 71,73 25,69 |
Tabulka 3: Vícestupňový reaktor s fluidním ložem s rozděleným přiváděním kyslíku (konverze kyslíku x02 je počítána na stupeň) (obr. 5 a obr. 6)
| Tm/kg.s.rn'3 | Χθ2Ηβ/% | x02/% | Sc2H4/% | SHOac/% | ScO2f% | |
| nízká koncentrace | <yslíku | |||||
| stupeň 1 | 45 239 | 1,33 | 59,38 | 13,49 | 66,45 | 20,06 |
| stupeň 2 | 90 477 | 3,02 | 57,95 | 7,90 | 70,64 | 21,45 |
| stupeň 3 | 135 716 | 4,88 | 57,39 | 5,13 | 72,16 | 22,71 |
| stupeň 4 | 180 954 | 6,73 | 57,06 | 3,62 | 72,48 | 23,90 |
| stupeň 5 | 226 193 | 8,62 | 56,81 | 2,73 | 72,22 | 25,05 |
| zvýšená koncentrace kyslíku | ||||||
| stupeň 1 | 45 239 | 2,47 | 58,47 | 5,99 | 72,77 | 21,24 |
| stupeň 2 | 90 477 | 5,67 | 56,38 | 2,66 | 73,98 | 23,36 |
| stupeň 3 | 135 716 | 9,10 | 55,10 | 1,42 | 73,09 | 25,49 |
| stupeň 4 | 180 954 | 12,56 | 54,20 | 0,87 | 71,51 | 27,62 |
| stupeň 5 | 226 193 | 15,96 | 53,49 | 0,60 | 69,69 | 29,72 |
-8 CZ 304601 B6
Tabulka 4: Konverze a selektivita pro zvýšený obsah kyslíku;
pro srovnání s 5-stupňovým reaktorem s fluidním ložem s rozděleným přiváděním kyslíku jsou zde uvedeny reaktor s pevným ložem a jednostupňový reaktor s fluidním ložem (obr. 7 a obr. 8)
| Tm/kg.s.m'3 | Xc2He/% | x02/% | Sc2H4/% | SHOac/% | |
| jednostupňový reaktor s fluidním ložem | |||||
| 7 058 | 1,52 | 7,25 | 0,16 | 79,33 | 20,51 |
| 14 115 | 2,90 | 14,18 | 0,11 | 77,15 | 22,74 |
| 28 231 | 5,33 | 26,91 | 0,08 | 74,00 | 25,92 |
| 42 346 | 7,37 | 38,02 | 0,07 | 71,82 | 28,11 |
| 56 461 | 9,09 | 47,56 | 0,07 | 70,29 | 29,64 |
| 84 692 | 11,71 | 62,35 | 0,16 | 68,35 | 31,49 |
| 141 154 | 14,85 | 80,11 | 0,63 | 66,17 | 33,19 |
| 211 730 | 16,77 | 90,97 | 1,09 | 64,89 | 34,02 |
| 282 307 | 17,64 | 95,91 | 1,35 | 64,29 | 34,36 |
| reaktor s pístovým tokem | |||||
| 2 823 | 0,61 | 2,77 | 0,95 | 82,56 | 16,48 |
| 7 058 | 1,58 | 7,27 | 0,37 | 82,56 | 17,07 |
| 14 115 | 3,10 | 14,43 | 0,19 | 81,81 | 18,00 |
| 28 231 | 6,04 | 28,64 | 0,10 | 80,10 | 19,80 |
| 56 461 | 11,18 | 54,78 | 0,06 | 76,94 | 23,01 |
| 84 692 | 15,22 | 76,56 | 0,06 | 74,36 | 25,58 |
| 112 923 | 18,00 | 92,00 | 0,32 | 72,28 | 27,39 |
| 141 154 | 19,11 | 98,18 | 0,95 | 70,86 | 28,19 |
Claims (13)
Hide Dependent
translated from
Claims (13)
Hide Dependent
translated from
- PATENTOVÉ NÁROKY1. Způsob výroby kyseliny octové oxidací ethanu molekulárním kyslíkem ve fluidním loži čásio tic katalyzátoru, v y z n a č u j í c í se t í m, že průměr alespoň 70 % částic použitého katalyzátoru je menší nebo roven 80 pm, hustota částic katalyzátoru použitého v reaktoru s fluidním ložem je v rozmezí 500 až 6000 kg/m3, fluidizační poměr je větší nebo roven 1, a objemový průtok plynu se volí tak, že průměr bublin reakční plynné směsi přiváděné do reaktoru s fluidním ložem je menší než 12 cm.
- 2. Způsob podle nároku 1, vyznačující se tím, že objemový průtok plynu se nastavuje tak, že průměr bublin reakční plynné směsi je menší než 5 cm.
- 3. Způsob podle nároku 1 nebo 2, vyznačující se tím, že průměr 10 až 60 % částic20 katalyzátoru je menší než 60 μηι.-9CZ 304601 B6
- 4. Způsob podle některého z nároků 1 až 3, vyznačující se tím, že 20 až 50 % částic má průměr menší než 40 pm.
- 5. Způsob podle některého z nároků laž4, vyznačující se tím, že průměr částic katalyzátoru je v rozmezí 10 až 40 pm.
- 6. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že fluidizační poměr je v rozmezí 1 až 10.
- 7. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že se použije katalyzátor obecného vzorce IMoaPdbXcYd (I), kdeX je jeden nebo více prvků zvolených ze skupiny zahrnující Cr, Mn, Nb, Ta, B, Ti, V, Te, Re aW,Y je jeden nebo více prvků zvolených ze skupiny zahrnující B, Al, Ga, In, Pt, Zn, Cd, Bi, Ce, Co, Rh, Ir, Cu, Ag, Au, Fe, Ru, Cs, Mg, Ca, Sr, Ba, Li, K, Na, Rb, Be, Nb, Zr, Hf, Ni, P, Pb, Sb, Si, Sn, TI a U, a indexy a, b, c, d představují gramatomové poměry příslušných prvků, přičemž, vztaženo na a=l, b je v rozmezí 0,0001 až 0,01, c je v rozmezí 0,1 až 1 a d je v rozmezí 0 až 1, přičemž X a/nebo Y mohou představovat více prvků.
- 8. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že katalyzátorem jeMOi,oPdo, OOO5Vo,25Nfc>o, 12Moi,ooPdo,ooo5Vo,45Nbo,o3Sbo,oiCao,oiMoi, ooPdo, 0005V0,45Nbo, o3Sbo, oiC^o, 01K0,015Moi,ooPdo,ooo75Vo,45Nbo,o3Sbo,oiCao,oiM01 ,ooPdo,ooo75Vo,55Nbo,o3Sbo,oiCao,oiM01, ooPdo, ooo75vo,45Nbo, Q6Sbn; oiCa^, 01M01, ooPdo, ooosVo, ssNbo, 06Sbo, oiCao, 01M01, ooPdo, 00085V0, ssNbo^gSbo, oiCao, 01M01, ooPdo, 00075V0, ssNbo, ogSbo, mCao, 01M01, ooPdo, ooosVo, 5oNb0, ísTeo, oiCao, 31Moi,ooPdo,ooo75Vo,5oNbo,o
- 9Wo,oiPdo,ooo3 9. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že reakce se provádí při teplotě 100 až 500 °C.
- 10. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že reakce se provádí při tlaku v reaktoru 0,1 MPa až 5,0 MPa, tj. 1 až 50 bar.- 10CZ 304601 B6
- 11. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že v reakční směsi je vedle ethanu a molekulárního kyslíku také inertní plyn, oxid uhličitý a/nebo vodní pára.
- 12. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že reaktor s fluidním ložem má více reakčních stupňů resp. reakčních zón.
- 13. Způsob podle některého z předcházejících nároků, vyznačující se tím, že jedna io nebo více reakčních složek nebo voda se přivádí v různých zónách resp. stupních jednostupňového nebo vícestupňového reaktoru.