EA008849B1 - Проточные реакторы для химических превращений с использованием гетерогенных катализаторов - Google Patents

Проточные реакторы для химических превращений с использованием гетерогенных катализаторов Download PDF

Info

Publication number
EA008849B1
EA008849B1 EA200400768A EA200400768A EA008849B1 EA 008849 B1 EA008849 B1 EA 008849B1 EA 200400768 A EA200400768 A EA 200400768A EA 200400768 A EA200400768 A EA 200400768A EA 008849 B1 EA008849 B1 EA 008849B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
zone
zones
pipelines
section
cross
Prior art date
Application number
EA200400768A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200400768A1 (ru
Inventor
Куртис Д. Дикинсон
Хэссан Тэхери
Пол А. Джэкобсон
Original Assignee
ИНЕОС ЮЭсЭй ЭлЭлСи
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by ИНЕОС ЮЭсЭй ЭлЭлСи filed Critical ИНЕОС ЮЭсЭй ЭлЭлСи
Publication of EA200400768A1 publication Critical patent/EA200400768A1/ru
Publication of EA008849B1 publication Critical patent/EA008849B1/ru

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F28—HEAT EXCHANGE IN GENERAL
    • F28F—DETAILS OF HEAT-EXCHANGE AND HEAT-TRANSFER APPARATUS, OF GENERAL APPLICATION
    • F28F13/00—Arrangements for modifying heat-transfer, e.g. increasing, decreasing
    • F28F13/06—Arrangements for modifying heat-transfer, e.g. increasing, decreasing by affecting the pattern of flow of the heat-exchange media
    • F28F13/08—Arrangements for modifying heat-transfer, e.g. increasing, decreasing by affecting the pattern of flow of the heat-exchange media by varying the cross-section of the flow channels
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/06—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds in tube reactors; the solid particles being arranged in tubes
    • B01J8/067—Heating or cooling the reactor
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/215—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of saturated hydrocarbyl groups
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/25—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of unsaturated compounds containing no six-membered aromatic ring
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/25—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of unsaturated compounds containing no six-membered aromatic ring
    • C07C51/252—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of unsaturated compounds containing no six-membered aromatic ring of propene, butenes, acrolein or methacrolein
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/255—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of compounds containing six-membered aromatic rings without ring-splitting
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F28—HEAT EXCHANGE IN GENERAL
    • F28D—HEAT-EXCHANGE APPARATUS, NOT PROVIDED FOR IN ANOTHER SUBCLASS, IN WHICH THE HEAT-EXCHANGE MEDIA DO NOT COME INTO DIRECT CONTACT
    • F28D7/00—Heat-exchange apparatus having stationary tubular conduit assemblies for both heat-exchange media, the media being in contact with different sides of a conduit wall
    • F28D7/16—Heat-exchange apparatus having stationary tubular conduit assemblies for both heat-exchange media, the media being in contact with different sides of a conduit wall the conduits being arranged in parallel spaced relation
    • F28D7/163—Heat-exchange apparatus having stationary tubular conduit assemblies for both heat-exchange media, the media being in contact with different sides of a conduit wall the conduits being arranged in parallel spaced relation with conduit assemblies having a particular shape, e.g. square or annular; with assemblies of conduits having different geometrical features; with multiple groups of conduits connected in series or parallel and arranged inside common casing
    • F28D7/1638—Heat-exchange apparatus having stationary tubular conduit assemblies for both heat-exchange media, the media being in contact with different sides of a conduit wall the conduits being arranged in parallel spaced relation with conduit assemblies having a particular shape, e.g. square or annular; with assemblies of conduits having different geometrical features; with multiple groups of conduits connected in series or parallel and arranged inside common casing with particular pattern of flow or the heat exchange medium flowing inside the conduits assemblies, e.g. change of flow direction from one conduit assembly to another one
    • F28D7/1646—Heat-exchange apparatus having stationary tubular conduit assemblies for both heat-exchange media, the media being in contact with different sides of a conduit wall the conduits being arranged in parallel spaced relation with conduit assemblies having a particular shape, e.g. square or annular; with assemblies of conduits having different geometrical features; with multiple groups of conduits connected in series or parallel and arranged inside common casing with particular pattern of flow or the heat exchange medium flowing inside the conduits assemblies, e.g. change of flow direction from one conduit assembly to another one with particular pattern of flow of the heat exchange medium flowing outside the conduit assemblies, e.g. change of flow direction
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00168—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles
    • B01J2208/00212—Plates; Jackets; Cylinders
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00017—Controlling the temperature
    • B01J2208/00106—Controlling the temperature by indirect heat exchange
    • B01J2208/00168—Controlling the temperature by indirect heat exchange with heat exchange elements outside the bed of solid particles
    • B01J2208/00212—Plates; Jackets; Cylinders
    • B01J2208/00221—Plates; Jackets; Cylinders comprising baffles for guiding the flow of the heat exchange medium
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00008—Controlling the process
    • B01J2208/00654—Controlling the process by measures relating to the particulate material
    • B01J2208/00707—Fouling
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/582—Recycling of unreacted starting or intermediate materials

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Mechanical Engineering (AREA)
  • General Engineering & Computer Science (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Geometry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Furan Compounds (AREA)
  • Physical Or Chemical Processes And Apparatus (AREA)

Abstract

В изобретении предлагается устройство, предназначенное для использования в технологических системах, в которых проводят экзотермические химические превращения органических соединений в продукты с добавленной стоимостью. Более конкретно, предлагаются проточные реакторы для экзотермических химических превращений с использованием неподвижного гетерогенного катализатора со средством для управления экзотермой. Проточные реакторы в соответствии с настоящим изобретением содержат множество трубопроводов (3), каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем, впускной распределительный коллектор (2), приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором (4) через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон для катализатора, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной оси трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется, главным образом, неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной оси, в результате чего определен объем зоны, при этом последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны (5, 6, 7, 8) таким образом, что каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее или меньшее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. В соответствии с настоящим изобретением предлагаются также способы использования таких проточных реакторов, например для непрерывного производства малеинового ангидрида.

Description

Область техники
Настоящее изобретение в общем имеет отношение к созданию устройства, предназначенного для использования в технологических системах, в которых происходят экзотермические химические превращения органических соединений в продукты с добавленной стоимостью. Более конкретно, настоящее изобретение направлено на создание проточных реакторов для проведения экзотермических химических превращений с использованием неподвижного гетерогенного катализатора со средством для управления экзотермой.
Проточные реакторы в соответствии с настоящим изобретением содержат множество трубопроводов, каждый из которых имеет внешнюю поверхность, предназначенную для контакта с теплопередающей средой (теплоносителем), впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон для катализатора, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны. При этом последовательность зон содержит множество зон, причем каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое (т.е. большее или меньшее) поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Реакторы в соответствии с настоящим изобретением обычно содержат оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода, находящейся преимущественно в контакте с теплоносителем и имеющей впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплоносителя.
В соответствии с другим аспектом настоящее изобретение имеет отношение к химическим процессам, осуществляемым с использованием указанных проточных реакторов, которые содержат множество зон. При этом каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Такие процессы предусматривают, например, непрерывное производство внутримолекулярного ангидрида малеиновой кислоты, который обычно называют малеиновым ангидридом, причем каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона.
Уровень техники
В большинстве, если не во всех процессах, предусматривающих химическое превращение, управление температурой при помощи переноса энергии является очень важным, так как химические реакции поглощают или выделяют энергию. В том случае, когда высокоэкзотермические реакции протекают в проточном реакторе, содержащем неподвижный гетерогенный катализатор, хорошо известно, что энергия, выделяющаяся поблизости от входа реагентов в контакт с катализатором, вызывает неизотермические состояния, которые могут приводить к опасному перегреву катализатора. Более того, весьма вероятно, что неизотермические состояния реакции снижают скорость желательных превращений, производительность и/или выработку продуктов с добавленной стоимостью.
В широком классе промышленных процессов используют реакционные устройства обычной конструкции для проведения высокоэкзотермических химических реакций с использованием кольцевого пучка вертикальных контактных труб, которые приспособлены для размещения неподвижного гетерогенного катализатора. Газы реакции направляются через трубы, содержащие катализатор, а теплоту, которая выделяется в ходе реакции, удаляют при помощи теплоносителя, циркулирующего над наружной поверхностью контактных труб.
Традиционный проточный реактор показан на фиг. 1. Обычно такой реактор содержит множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем, и впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором. Трубопроводы имеют неизменное поперечное сечение по всей длине реактора. В таких реакторах иногда трудно обеспечить баланс теплоты, выделяемой в ходе реакции, с возможностями удаления теплоты теплопередающей среды. В результате такие реакторы могут работать с участком местного перегрева (т.е. с местоположением в слое катализатора, в котором экзотермические реакции превышают возможности отвода теплоты реактора) или с разносом (выходом из-под контроля) реакций (по причине недостаточного отвода теплоты, при этом, если реагентом является кислород, часто реагенты и желательные продукты продолжают окисляться или сгорать с получением ненужных химических соединений). Любая из указанных возможностей приводит к необратимому химическому или физическому повреждению катализатора и/или радикально снижает срок службы и/или ухудшает эксплуатационные качества катализатора. В частности, катализатор может расплавиться и/или сплавиться; кристаллическая структура или состав катализатора могут изменяться, причем любая из этих причин может привести к потере активности и/или избирательности катализатора по отношению к предпочтительным продуктам.
Известно множество разработок, направленных на улучшение устройства теплообмена для таких реакционных аппаратов.
- 1 008849
Например, в патенте США № 3850233 приведено описание реакционного аппарата, представляющего собой компактную конструкцию замкнутого типа без внешних участков, но со сложным внутренним построением, который содержит насос, направляющий поток теплопередающей среды вдоль внутреннего трубчатого дефлектора к его противоположному концу и затем через отверстие внутреннего трубчатого дефлектора по контактным трубам, а затем назад к насосу, для возврата через кольцевое пространство между кольцевым дефлектором и внутренним трубчатым дефлектором. Авторы этого патента утверждают, что такое сложное внутреннее построение обеспечивает наиболее благоприятное протекание для теплоносителя и желательное соотношение теплообмена между различными средами для эндотермических химических процессов.
В патенте США № 3871445 приведено описание реакционного аппарата традиционной конструкции для проведения экзотермических и эндотермических химических реакций, имеющего оболочку, в которой находится вертикальный элемент вблизи от контактных труб. Эти контактные трубы, в которых заключен материал катализатора, закреплены на своих противоположных концах герметичным образом в соответствующих держателях и открыты на своих противоположных концах в верхние и нижние головки, соединенные с оболочкой, причем газы реакции, протекающие через контактные трубы, вводятся и выводятся через эти головки. В этом аппарате теплопередающую среду нагнетают при помощи внешнего теплообменника, вводят ее в оболочку и выводят из нее через соответствующие смещенные по оси кольцевые впускной и выпускной трубопроводы для протекания над контактными трубами. Предусмотренные в оболочке дефлекторы идут в поперечном направлении к длине труб и служат для того, чтобы обеспечить протекание теплопередающей среды поочередно в противоположных направлениях над трубами, между впускным и выпускным трубопроводами. По меньшей мере один дополнительный кольцевой контур, предусмотренный в промежуточной точке оболочки между впускным и выпускным трубопроводами, подключен к теплообменнику и к оболочке и служит для ввода и вывода частичного количества теплопередающей среды. В одном из вариантов имеется множество таких дополнительных кольцевых трубопроводов, предусмотренных в промежуточных точках оболочки между впускным и выпускным трубопроводами. В другом варианте используют диафрагмы или перегородки для разделения оболочки на отдельные отсеки, каждый из которых имеет соответствующий объединенный с ним теплообменник.
В патенте США № 3871445 приведено описание многокаскадного реакционного аппарата для проведения экзотермических или эндотермических каталитических реакций, который содержит множество отдельных каскадов, установленных последовательно в реакционном аппарате и предназначенных для непрерывного пропускания газа реакции. Каждый каскад содержит отдельно извлекаемый модуль, заполненный катализатором, а также охладитель газа в виде теплообменника, расположенного ниже по течению от модуля. Каждый теплообменник представляет собой управляемый контур частичного охлаждения, причем все теплообменники соединены друг с другом при помощи общей системы циркуляции, которая предназначена для устранения (балансирования) значительных изменений температуры и для питания контуров частичного охлаждения. Общий контур, который включает в себя рабочий теплообменник и насос, установленные в обратной ветви или ветвях контура, и частичные контуры или теплообменники контролируются при помощи клапанов или трехпутевых элементов управления, причем каждый из них может содержать насос. В соответствии с этим патентом такой сложный многокаскадный реакционный аппарат для проведения экзотермических или эндотермических каталитических реакций, в котором газы реакции последовательно проходят через несколько слоев катализатора, размещенных в поперечно установленных кожухах, и охлаждаются или нагреваются в каждом таком каскаде с помощью теплообменника, контур частичной среды которого управляется с помощью клапанов или трехпутевых элементов управления и с помощью основной системы циркуляции, позволяет поддерживать температуру газа реакции однородно распределенной по поперечному сечению реактора и на входе каскадов главным образом на одинаковом уровне.
В патенте США № 4657741 приведено описание реактора для проведения экзотермических и эндотермических каталитических реакций, содержащего пучок контактных труб, каждая из которых имеет радиальный впуск и выпуск теплопередающей среды через кольцевой канал, причем в реакторе предусмотрена система циркуляции через внешний теплообменник. Два или несколько циркуляционных насосов подключены к кольцевым каналам и распределены по окружности. Теплообменник может быть включен параллельно основной системе циркуляции и может быть соединен с индивидуальными секциями по меньшей мере одного кольцевого канала через установочные элементы.
В патенте США № 5161605 приведено описание трубчатого реактора для каталитических реакций газ-фаза, имеющего симпараллельное управление теплообменником. Частичный поток теплопередающей среды в непосредственной близости от стороны впуска трубчатой пластины вводится через обводной канал, предусмотренный в центре пучка, обходит пучок труб и выходит в точке, расположенной ниже по течению от зоны выпуска теплообменника. Таким образом, в соответствии с этим патентом можно избежать нежелательного сильного местного охлаждения в области реакции пучка труб.
Все рассмотренные процессы главным образом основаны на изменении теплоотдачи от контактных труб, которые содержат гетерогенный катализатор, после получения теплоты за счет протекающих реак
- 2 008849 ций химического превращения. В публикации Л11сгп;Щус Ме1йой !о Соп1го1 1Нс Ьоидйийта1 ТетретаШте РгоГйе ίη Раскей ТиЬи1аг Кеасйоик (ΙΝ6. СН1М. ГТЛЬ, ν. 12, № 1-2, р. 516, деииаю-ГеЬЬгаю 1976) аи1йог5 Р. Рои!аиа аий В. Саиера стейй Р.Н. СкаИегЬаик, А. Са1й^е11 аий 6. Кокк предлагается другой способ, в соответствии с которым скорость выработки теплоты контролируется у источника за счет перемешивания содержащих катализатор гранул и инертных гранул, при сохранении неизменного соотношения вдоль осевой координаты. См. Ртосеейшдк оГ 451 Еигореаи Бутрокшт ои Сйет1еа1 Кеасйои Еидшеепид (Регдатои Ргекк, Ьоийои 1971). Однако следует иметь в виду, что зарядка множества контактных труб смесью содержащих катализатор гранул и инертных гранул в соответствии с заданным переменным соотношением вдоль осевой координаты усложняет процесс зарядки, а также процесс извлечения годного катализатора из дезактивированного катализатора. Вне зависимости от того, является ли такой способ в какой-то степени более полезным, чем ранее описанные способы, совершенно очевидно, что он основан на регулировании теплоты, производимой в единицу времени на единицу объема слоя катализатора, без изменения средства передачи такой теплоты от наружной поверхности труб.
Последняя из приведенных публикаций направлена на создание способа получения заданного профиля осевой температуры путем замены инертных гранул, предложенных в предыдущей публикации (Сйа1йегЬаик е! а1.), коаксиальным инертным телом, которое делает поперечное сечение, занимаемое гранулами активного катализатора, кольцевым и переменным вдоль осевой координаты. В теоретическом примере, основанном на редукции математической модели в одномерную форму, для необратимой экзотермической реакции А+В, идущей до получения С с В в большом избытке, комплексный продольный профиль осевого инертного тела показан в виде графика. В соответствии с этим математическим анализом комплексный продольный профиль, полученный для осевого инертного тела, по меньшей мере, в теории позволяет получить продольный профиль постоянной температуры. В том случае, когда типичные промышленные реакторы для высокоэкзотермического превращения содержат до 20 тыс. или даже 30 тыс. контактных труб, которые являются относительно длинными, например в 100-250 раз длиннее их диаметра, остаются нерешенными механические проблемы, связанные с изготовлением и/или с поддержанием коаксиального инертного тела в каждой трубе, а также проблемы загрузки катализатора в кольцевое пространство с конца самого малого размера.
Другие способы получения заданного температурного профиля вдоль осевой координаты проточного реактора, содержащего неподвижный гетерогенный катализатор, связаны с использованием реактора с быстрым охлаждением, в котором холодную жидкость, такую как свежий и/или повторно используемый реагент, вводят в поток во множестве точек вдоль осевой координаты или между множеством слоев катализатора. Однако в публикации Е. Бцрр Тес1ио1оду оГ ЬигдГк Боте Ргеккиге Ме1йаио1 Ргосекк (СНЕМТЕСН, 1и1у, 1973, рр. 430-435) показано, что для производства метанола из оксидов углерода и водорода трубчатый реактор с кипящей водой вокруг труб обеспечивает более постоянные температуры, чем реактор с быстрым охлаждением. Более того, температурный профиль в трубчатом реакторе падает в направлении выпуска и, следовательно, способствует улучшению состояния равновесия, в то время как каждый каскад реактора с быстрым охлаждением имеет увеличивающийся температурный профиль.
В патенте ФРГ № 2929300 приведено описание каталитического реактора для проведения эндотермических или экзотермических реакций, через который протекает жидкий реагент и который содержит реакционную камеру, заполненную материалом, и катализатор, который находится в тепловом контакте с тепловыделяющей или теплопоглощающей жидкостью, причем указанный реактор характеризуется тем, что площадь поперечного сечения реакционной камеры изменяется вдоль направления протекания реакционной жидкости в зависимости от количества теплоты, требуемой для завершения данной реакции, или от количества теплоты, выделенной в ходе реакции. В предложенном реакторе для синтеза метанола диаметр реакционной камеры изменяется вдоль направления протекания потока реакционной жидкости таким образом, что диаметр реактора является постоянным и имеет величину 15-25 мм, умноженную на скорость потока газа в реакционной трубе (нм3/ч), возведенную в постоянную степень, имеющую значение 0,12-0,22. Из практических соображений реакционная камера содержит только 2-5 секций труб, имеющих постоянный диаметр.
В патенте Японии № 61-54229 приведено описание химического реактора для экзотермических превращений, направленных на получение метанола, причем реактор имеет вертикальную реакционную колонну, заполненную гранулированным твердым материалом катализатора. Газы, которые требуются для протекания реакции, вводятся в верхнюю секцию реактора, причем создается направленный вниз поток реакционного газа через внутреннее пространство реакционной колонны. Теплота, выделяющаяся за счет реакции, отводится из колонны за счет испарения воды, окружающей колонну, которая находится при температуре насыщения. Реакционная колонна образована из нескольких секций с различными диаметрами. В частности, диаметр верхней части реакционной колонны, где выделяется относительно большое количество теплоты реакции, является относительно небольшим, в то время как диаметр нижней части колонны, где выделяется меньше теплоты реакции, имеет большую величину.
Таким образом, с учетом изложенного все еще существует необходимость в создании усовершенствованного проточного реактора с использованием неподвижного гетерогенного катализатора, который позволяет эффективно понизить величину экзотермы, уменьшить термическую деструкцию активности
- 3 008849 катализатора и/или механическое разрушение катализатора/носителя, что позволит избежать простоев во время эксплуатации.
Такой усовершенствованный проточный реактор преимущественно позволит за счет более высокой избирательности и/или более высокой степени превращения органических соединений улучшить извлечение продуктов с добавленной стоимостью.
Краткое изложение изобретения
В соответствии с настоящим изобретением предлагаются усовершенствованные проточные реакторы для экзотермических химических превращений с использованием неподвижного гетерогенного катализатора со средством управления экзотермой. Устройство в соответствии с настоящим изобретением предназначено для использования в способе, который предусматривает превращения органических соединений в продукты с добавленной стоимостью с использованием избирательного гетерогенного катализатора.
В соответствии с первым аспектом настоящего изобретения предлагается проточный реактор, содержащий множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплопередающей средой, впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон для катализатора, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определяется объем зоны, при этом последовательность зон содержит по меньшей мере две зоны таким образом, что каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее или меньшее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Как правило, проточные реакторы в соответствии с настоящим изобретением дополнительно содержат оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода, преимущественно находящейся в контакте с теплопередающей средой и имеющей впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплопередающей среды. Преимущественно последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона.
В проточных реакторах в соответствии с настоящим изобретением поперечное сечение трубопровода в каждой зоне преимущественно имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора, имеющего численные значения ориентировочно от 0,01 до 0,5. Преимущественно геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне, для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны.
В одном из классов проточных реакторов в соответствии с настоящим изобретением зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной координаты, составляющую по меньшей мере 4 м. Преимущественно в таких проточных реакторах поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора, имеющего численные значения ориентировочно от 0,015 до 0,1. Предпочтительнее, геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне, для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны.
В другом классе проточных реакторов в соответствии с настоящим изобретением зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной координаты, составляющую ориентировочно менее чем 3 м. Преимущественно в таких проточных реакторах поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора, имеющего численные значения ориентировочно от 0,10 до 0,3. Предпочтительнее геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне, для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны.
В соответствии с другим аспектом настоящего изобретения предлагается проточный реактор, который содержит:
(ί) множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем;
(ίί) впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы;
(ΐϊϊ) последовательность зон, которая имеет по меньшей мере две зоны, причем указанные зоны содержат указанные трубопроводы, при этом:
- 4 008849 (a) трубопроводы внутри каждой зоны имеют одинаковую или различную длину, измеренную вдоль продольной координаты зоны, (b) трубопроводы внутри каждой зоны имеют главным образом неизменное поперечное сечение, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны, (c) в последовательности зон полная площадь поперечного сечения трубопроводов в каждой расположенной ниже по течению зоне изменяется по сравнению с предшествующей расположенной выше по течению зоной;
(ίν) по меньшей мере одну переходную камеру, имеющую жидкостное сообщение с множеством трубопроводов расположенной ниже по течению зоны и с множеством трубопроводов предшествующей расположенной выше по течению зоны;
(ν) оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности множества трубопроводов каждой зоны, главным образом в контакте с теплоносителем;
(νί) оболочку, имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для потока теплоносителя.
Преимущественно последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона.
В соответствии с другим аспектом настоящего изобретения предлагается способ, который предусматривает проведение экзотермических химических превращений органических соединений в продукты с добавленной стоимостью с использованием избирательного гетерогенного катализатора по меньшей мере в одном проточном реакторе, содержащем множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем, впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны, при этом последовательность зон содержит по меньшей мере две зоны таким образом, что каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее или меньшее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Преимущественно последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона.
Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона. Типично проточные реакторы в соответствии с настоящим изобретением дополнительно содержат оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода преимущественно в контакте с теплоносителем, и имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплоносителя.
Предпочтительный класс процессов в соответствии с настоящим изобретением включает в себя экзотермические химические превращения органических соединений в продукты с добавленной стоимостью, которые предусматривают окисление бензола или углеводорода, выбранного из группы, в которую входят η-бутан, бутен-1 и бутадиен, для образования малеинового ангидрида. Предпочтительный способ в соответствии с настоящим изобретением предусматривает окисление η-бутана для образования малеинового ангидрида за счет контакта η-бутана при низких (меньше, чем концентрация воспламеняемости, составляющая 1,6 мол.% в воздухе) концентрациях в содержащем кислород газе с неподвижным катализатором, который содержит главным образом ванадий, фосфор и кислород. Катализатор преимущественно поддерживают при температурах ориентировочно от 360 до 530°С.
В предпочтительном способе в соответствии с настоящим изобретением поперечное сечение каждой расположенной ниже по течению зоны на величину ориентировочно от 5 до 125% больше, чем поперечное сечение смежной расположенной выше по течению зоны. Преимущественно объем каждой расположенной ниже по течению зоны на величину ориентировочно от 5 до 125% больше, чем объем смежной расположенной выше по течению зоны. Предпочтительнее поперечное сечение каждой расположенной ниже по течению зоны, которая имеет большее поперечное сечение, чем поперечное сечение смежной расположенной выше по течению зоны, выбирать большим на такую величину, что в процессе работы температуры экзотермы, измеренные вдоль центральной осевой линии, не превышают более чем на 50°С температуру теплоносителя.
Указанные ранее и другие характеристики изобретения будут более ясны из последующего детального описания вариантов, данного в качестве примера, не имеющего ограничительного характера и приведенного со ссылкой на сопроводительные чертежи.
- 5 008849
Краткое описание чертежей
На фиг. 1-5 показаны различные варианты построения проточного реактора. На этих фигурах показано, что трубопроводы (т.е. реакторные трубы), соединяющие впускной распределительный коллектор с выпускным коллектором, типично заполнены (набиты) катализатором (заштрихованные области). Не заштрихованные области, окружающие реакторные трубы, представляют собой области, занятые теплопередающей средой.
На фиг. 1 показан обыкновенный известный многотрубчатый проточный реактор, в котором трубопроводы имеют постоянный диаметр.
На фиг. 2 показан многотрубчатый проточный реактор, в котором каждый трубопровод содержит множество зон, причем каждая зона от впуска до выпуска имеет увеличивающуюся площадь поперечного сечения.
На фиг. 3 показан многотрубчатый проточный реактор, в котором каждый трубопровод имеет непрерывно увеличивающуюся площадь поперечного сечения от впуска до выпуска.
На фиг. 4 показан многотрубчатый проточный реактор, который содержит множество зон, причем (ί) все трубопроводы одной зоны имеют постоянную площадь поперечного сечения, (ίί) каждая зона соединена со следующей зоной при помощи переходной камеры, в которой накапливается поток от предыдущей зоны и перераспределяется в трубопроводы следующей зоны, и (ίίί) площадь поперечного сечения каждого трубопровода в зонах изменяется от одной зоны до следующей.
На фиг. 5 показан многотрубчатый проточный реактор с множеством зон, в котором (ί) трубопроводы имеют постоянную площадь поперечного сечения во всех зонах, (ίί) каждая зона соединена со следующей зоной при помощи переходной камеры, в которой накапливается поток от предыдущей зоны и перераспределяется в трубопроводы следующей зоны, и (ίίί) число трубопроводов в каждой зоне изменяется таким образом, что полная площадь поперечного сечения всех трубопроводов в каждой зоне изменяется от одной зоны до следующей.
Специалисты легко поймут, что чертежи являются схематичными, поэтому для создания промышленной установки понадобятся такие дополнительные компоненты оборудования, как конденсаторы, теплообменники, сборники орошающей фракции, ребойлерные колонны, насосы, вакуумные насосы, датчики температуры, датчики давления, клапаны сброса давления, клапаны управления, регуляторы расхода, регуляторы уровня, сборные баки, резервуары для хранения и т.п. Такое дополнительное оборудование не является частью настоящего изобретения и может быть выполнено в соответствии с обычной практикой проектирования химического оборудования.
В соответствии с настоящим изобретением предлагается каталитический реактор, через который протекают один или несколько реагентов, которые претерпевают экзотермические реакции и превращения по меньшей мере в один продукт, причем каталитический реактор содержит множество трубопроводов с перегородками, каждый из которых имеет внешнюю поверхность, предназначенную для контакта с теплопередающей средой, и впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором. Внутри каждого трубопровода заключен гетерогенный каталитический материал, который в процессе работы находится в контакте с потоком реагентов или продуктов реакции. Каждый трубопровод содержит последовательность зон, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода. Каждая зона имеет главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определяется объем зоны. В последовательности зон каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона. Обычно такие реакторы содержат по меньшей мере две зоны, а преимущественно три зоны. Преимущественно поперечное сечение каждой зоны больше, чем поперечное сечение смежной расположенной выше по течению зоны. Преимущественно каждая расположенная ниже по течению зона имеет больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона. Как правило, проточные реакторы в соответствии с настоящим изобретением дополнительно содержат оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода, главным образом в контакте с теплоносителем, и имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплоносителя.
В соответствии с вариантом изобретения, который показан на фиг. 2, реагенты и любые разбавители подают при помощи одной или нескольких линий подачи сырья 1 во впускной распределительный коллектор 2. Реагенты и разбавители проходят через множество трубопроводов 3 в расположенный ниже по течению сборный коллектор 4. Зоны 5, 6, 7 и 8 содержат трубопроводы, имеющие переменное поперечное сечение. Теплопередающая среда (НТМ) поступает по линии 10 в кольцевое пространство 9 (т.е. в незаштрихованную область), охватывающее трубопроводы, и выходит по линии 11. Выходной поток реактора выходит по линии 12. Трубопроводы, соединяющие впускной распределительный коллектор с выпускным коллектором, содержат катализатор и показаны на фиг. 2 в виде заштрихованных областей.
Другой вариант настоящего изобретения показан на фиг. 3, где трубопроводы 3 имеют непрерывно (постепенно) увеличивающееся поперечное сечение, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в отличие от ступенчатого изменения поперечного сечения от предыдущей зоны к
- 6 008849 следующей зоне, как это показано на фиг. 2. Постепенно увеличивающееся поперечное сечение трубопроводов главным образом эквивалентно бесконечному числу зон, показанных на фиг. 2.
В соответствии с еще одним вариантом настоящего изобретения предлагается проточный реактор, который содержит:
(ί) множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем;
(и) впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы;
(ΐϊϊ) последовательность зон, которая содержит по меньшей мере две зоны, причем указанные зоны содержат указанные трубопроводы, при этом:
(a) трубопроводы внутри каждой зоны имеют одинаковую или различную длину, измеренную вдоль продольной координаты зоны, (b) трубопроводы внутри каждой зоны имеют главным образом неизменное поперечное сечение, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны, (c) в последовательности зон полная площадь поперечного сечения трубопроводов в каждой расположенной ниже по течению зоне изменяется по сравнению с предшествующей расположенной выше по течению зоной;
(ίν) по меньшей мере одну переходную камеру, имеющую жидкостное сообщение с множеством трубопроводов расположенной ниже по течению зоны и с множеством трубопроводов предшествующей расположенной выше по течению зоны;
(ν) оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности множества трубопроводов каждой зоны, главным образом в контакте с теплоносителем;
(νί) оболочку, имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для потока теплоносителя.
Этот вариант настоящего изобретения показан на фиг. 4 и 5. Реагенты и любые разбавители подают при помощи одной или нескольких линий подачи сырья 1 во впускной распределительный коллектор 2. Реагенты и разбавители проходят через множество содержащих катализатор трубопроводов 3 в первой зоне в первую переходную камеру 4. Реагенты, любые разбавители и любые продукты реакции из предыдущей зоны протекают от переходной камеры 4 через множество содержащих катализатор трубопроводов 5 во второй зоне во вторую переходную камеру 6. Реагенты, любые разбавители и любые продукты реакции из второй зоны протекают от переходной камеры 6 через множество содержащих катализатор трубопроводов 7 в третьей зоне в третью переходную камеру 8. Реагенты, любые разбавители и любые продукты реакции из третьей зоны протекают от переходной камеры 8 через множество содержащих катализатор трубопроводов 9 в четвертой зоне к выпускному коллектору 10. Выходной поток реактора выходит из реактора по линии 11. Теплопередающая среда поступает по линии 13 в кольцевое пространство 12 (т. е. в незаштрихованную область), окружающее трубопроводы в каждой зоне, и выходит по линии 14. При необходимости дополнительные реагенты и/или разбавители могут быть введены в одну или несколько переходных камер по линиям 15, 16 или 17. На этих фигурах содержащие катализатор трубопроводы показаны в виде заштрихованных областей.
На фиг. 4 показано, что каждая зона содержит одинаковое или разное число трубопроводов, причем поперечное сечение каждого трубопровода увеличивается в каждой следующей зоне.
На фиг. 5 показано, что поперечное сечение каждого из индивидуальных трубопроводов во всех зонах является постоянным, но число трубопроводов меняется в каждой зоне таким образом, что полная площадь поперечного сечения трубопроводов в каждой расположенной ниже по течению зоне возрастает по сравнению с предыдущей расположенной выше по течению зоной.
Этот последний вариант настоящего изобретения дополнительно может быть осуществлен в одном или нескольких реакционных аппаратах, включенных последовательно таким образом, что каждый реакционный аппарат 10 содержит одну или несколько зон. В такой конфигурации переходная камера содержит накопительный и распределительный коллекторы у основания и вершины соответственно смежных реакционных аппаратов. Кроме того, реакционные аппараты могут работать с индивидуальными охлаждающими контурами или с общим охлаждающим контуром (т.е. с трактом протекания теплопередающей среды). Индивидуальный охлаждающий контур представляет собой тракт протекания теплопередающей среды только через один реакционный аппарат. В отличие от этого общий охлаждающий контур представляет собой тракт протекания теплопередающей среды через несколько реакционных аппаратов.
Ключевой характеристикой при проектировании и эксплуатации описанных здесь проточных реакторов является управление временем нахождения реагентов в каждой зоне за счет изменения как площади поперечного сечения, так и длины каждой зоны (в результате чего изменяется объем каждой зоны), таким образом, чтобы теплота, выделяющаяся в ходе экзотермической реакции (реакций), происходящей в трубопроводах в каждой зоне, не превышала количество теплоты, которое может быть перенесено и удалено при помощи теплопередающей среды в кольцевом пространстве, окружающем трубопроводы.
- 7 008849
Проточные реакторы, спроектированные и эксплуатируемые указанным образом, главным образом контролируют степень (интенсивность) реакции, происходящей в каждой зоне, так, чтобы исключить образование участков местного перегрева, выхода из-под контроля реакций и/или исключить неустойчивую работу реактора.
Как показано на чертежах, полное поперечное сечение трубопроводов возрастает по сравнению с предшествующей расположенной выше по течению зоной. Однако в соответствии с настоящим изобретением предлагается также конструкция реактора, в котором полное поперечное сечение трубопроводов в заданной зоне снижается по сравнению с предшествующей расположенной выше по течению зоной.
Преимущественно в проточных реакторах в соответствии с настоящим изобретением поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора и имеет численные значения ориентировочно от 0,01 до 0,5. Преимущественно геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны. В одном классе проточных реакторов в соответствии с настоящим изобретением зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной координаты, составляющую по меньшей мере 4 м. Преимущественно в таких проточных реакторах поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора и численные значения ориентировочно от 0,015 до 0,1. Предпочтительнее, геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны.
В другом классе проточных реакторов в соответствии с настоящим изобретением зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной координаты, составляющую ориентировочно меньше чем 3 м. Преимущественно в таких проточных реакторах поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с таким диаметром, что третья степень диаметра равна произведению объема и геометрического фактора и имеет численные значения ориентировочно от 0,1 до 0,3. Предпочтительнее, геометрический фактор каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне, для последовательности зон, которая содержит по меньшей мере три зоны.
Обычно в многотрубчатых реакторах с неподвижным слоем реагирующий газ проходит через трубы, в то время как подходящая теплопередающая среда или охладитель протекает снаружи от труб и удаляет (отводит) теплоту реакции. Диаметр трубы обычно составляет ориентировочно от 3 до 5 см, так как большие диаметры могли бы приводить к недостаточной площади для удаления теплоты и к чрезмерным температурам местного перегрева в центральной части трубы. Типичная длина труб лежит в диапазоне ориентировочно до 20 м, однако длина труб может составлять 15 м или меньше, если более длинные трубы создают недопустимо высокое падение давления.
Для всех многотрубчатых реакторов с неподвижным слоем катализатора равномерное течение через трубы является важным в достижении оптимальных эксплуатационных параметров. Равномерное течение является особенно важным для экзотермических реакторов. Если течение через некоторые трубы замедляется, то удаление теплоты ухудшается и возникают локальные пики температуры, которые могут приводить к чрезмерному образованию нежелательных побочных продуктов в указанных трубах, например оксидов углерода. Если течение через некоторые трубы происходит быстрее, чем среднее, то снижение времени нахождения приводит к меньшему превращению реагентов в этих трубах. Скорость течения зависит от сопротивления в трубах, которое определяется главным образом объемной плотностью (плотностью упаковки) катализатора. Уже разработаны процедуры для равномерной загрузки гранул катализатора с минимальным дроблением и образованием пыли. Некоторые пользователи применяют заранее взвешенные мешки катализатора, которые они опорожняют один за другим в трубы. Вне зависимости от способа загрузки поток через каждую трубу должен быть откалиброван за счет измерения падения давления в стандартных условиях. Трубы, падение давления в которых является статистически более низким или более высоким, чем среднее падение давления, следует опорожнить и заполнить вновь.
В соответствии с настоящим изобретением предлагается также способ окисления бензола или углеводородов, которые содержат 4 атома углерода, таких как η-бутан, бутен-1 и бутадиен, в малеиновый ангидрид, с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Малеиновая кислота, сис-бутендиоидная (с18-Ьи1епй1О1с) кислота, а также фумаровая кислота и транс-бутендиоидная кислота представляют собой важные примеры ненасыщенных дикарбоновых кислот. Преимущественно малеиновый ангидрид получают за счет каталитического окисления η-бутана в соответствии с простым химическим уравнением
Главной побочной реакцией является окисление η-бутана в оксиды углерода
- 8 008849
Несмотря на то, что отношение угарного газа к углекислому газу показано как 1:1, совершенно очевидно, что оно зависит от катализатора и условий протекания реакции. Хорошо известно, что обе приведенные выше реакции являются высокоэкзотермическими.
Выбор катализатора зависит в некоторой степени от конкретного углеводородного сырья. При использовании в качестве сырья бензола катализатор, который содержит главным образом молибден, ванадий и кислород, является предпочтительным, так как он позволяет получить самые лучшие результаты, однако при использовании в качестве сырья η-бутана предпочтительным является катализатор, который содержит главным образом фосфор, ванадий и кислород, так как он позволяет получить самые лучшие результаты. При использовании в качестве сырья ненасыщенного углеводорода, который содержит 4 атома углерода, самые лучшие результаты, вероятно, могут быть получены при использовании катализатора, который содержит главным образом вольфрам, фосфор и кислород.
Обычно контактирование углеводорода в присутствии кислорода с катализатором проводят при температурах ориентировочно от 360 до 530°С, но преимущественно не выше около 450°С. Окисление пбутана в малеиновый ангидрид может быть осуществлено за счет контактирования η-бутана при низкой концентрации в кислороде с указанным катализатором. В качестве источника кислорода с успехом может быть использован воздух, но можно также использовать и искусственные смеси кислорода и газоврастворителей, таких как азот. Можно также использовать обогащенный кислородом воздух.
Питающий газовый поток для реакторов окисления обычно содержит воздух и ориентировочно от 0,2 до 1,7 мол.% углеводорода, такого как бензол, бутан, бутен или бутадиен. Ориентировочно от 0,8 до 1,5 мол.% углеводорода достаточно для оптимального выхода малеинового ангидрида в способе в соответствии с настоящим изобретением. Несмотря на то, что могут быть использованы и более высокие концентрации, это может привести к опасности возникновения взрыва. Более низкие концентрации углеводородного сырья, составляющие ориентировочно меньше чем 1%, само собой разумеется, будут снижать полную производительность, полученную при эквивалентных скоростях потока (расходах), и, следовательно, обычно не используются по экономическим соображениям. Расход газообразного потока через реактор может варьировать в достаточно широких пределах, однако предпочтительные режимы работы достигаются при расходе ориентировочно от 100 до 4000 см3 сырья на 1 см3 катализатора в час, а еще лучше, ориентировочно от 1000 до 2400 см3 сырья на 1 см3 катализатора в час. Более низкие расходы делают процесс окисления бутана неэкономичным. Катализатор должен быть эффективным при расходах ориентировочно от 1200 до 2400 см3 углеводородного сырья на 1 см3 катализатора в час. Имеются многообещающие катализаторы, которые показывают, однако, очень низкие результаты при использовании с указанными выше часовыми объемными скоростями. Количество добавляемой воды составляет ориентировочно от 1000 до 40000 частей на миллион от веса питающего газового потока реактора. Предпочтительное количество добавляемой воды составляет ориентировочно от 5000 до 35000 частей на миллион от веса питающего газового потока реактора. Время нахождения газового потока обычно составляет ориентировочно меньше чем 4 с, а еще лучше, меньше чем 1 с и снижается, когда получают менее эффективные операции. Расходы и время нахождения рассчитывают при стандартных условиях 760 мм рт. ст. и 0°С.
Различные реакторы могут быть использованы в соответствии с настоящим изобретением, причем реакторы с теплообменником, имеющим множество труб, дают достаточно удовлетворительные результаты. Трубы таких реакторов могут иметь диаметр ориентировочно от 1/4 до 3 дюймов и длину ориентировочно от 3 до 10 футов или более. Реакция окисления представляет собой экзотермическую реакцию и поэтому требуется относительно строгий контроль температуры реакции. Желательно поддерживать относительно постоянную температуру поверхности реактора, причем необходима некая среда, которая позволяет отводить теплоту из реактора, такая как свинец и т.п., однако нашли, что ванны эвтектической соли являются полностью удовлетворительными для такого применения. Одной из таких солевых ванн является смесь эвтектики нитрата натрия и нитрата калия при постоянной температуре. Дополнительная возможность контроля температуры может быть обеспечена за счет использования металлического блочного реактора, в котором металл, окружающий трубу, действует в качестве регулирующей температуру среды. Специалисты легко поймут, что можно поддерживать надлежащую температуру теплопередающей среды за счет использования теплообменников и других аналогичных средств. Реакторные или реакционные трубы могут быть изготовлены из железа, нержавеющей стали, углеродистой стали, никеля, стекла, такого как викор, и т.п. Как трубы из углеродистой стали, так и никелевые трубы имеют высокий срок службы при указанных выше условиях протекания реакции. Обычно реакторы имеют зону подогрева, которая содержит инертный материал, такой как гранулы размером 1/4 дюйма А12О3 (А1ипбит™), инертные керамические шарики, никелевые шарики или обломки и т.п., в объеме, составляющем ориентировочно от половины до десятой части объема используемого активного катализатора.
Температура реакции может варьировать в некоторых пределах, но обычно реакция протекает при температуре в достаточно критическом диапазоне. Реакция окисления является экзотермической, и после ее начала главными задачами являются отвод теплоты от стенок реактора и контроль реакции при помощи солевой ванны или другого средства. Лучшие режимы обеспечиваются в том случае, когда темпера
- 9 008849 тура реакции не превышает ориентировочно не более чем от 10 до 30°С температуры солевой ванны. Само собой разумеется, что температура реактора также зависит в некоторой степени от размера реактора и концентрации углеводородного сырья.
Реакция может быть проведена при атмосферном давлении, при давлении выше атмосферного и при давлении ниже атмосферного. Обычно реакцию проводят при сверхатмосферном давлении так, чтобы выпускное давление было, по меньшей мере, немного выше, чем давление окружающей среды для обеспечения принудительного потока из реактора. Давление инертных газов может быть достаточно высоким, для того, чтобы преодолеть падение давления через реактор.
Малеиновый ангидрид может быть получен различными путями, что хорошо известно специалистам. Например, он может быть получен за счет прямой конденсации или адсорбции в соответствующей среде в специфическом режиме и при очистке малеинового ангидрида.
Приведенные далее примеры служат для более полного понимания настоящего изобретения, однако следует иметь в виду, что эти примеры приведены только для пояснения и их не следует понимать как ограничивающие настоящее изобретение в какой-либо степени.
В соответствии с настоящим изобретением предлагаются способы окисления о-ксилола во фталевый ангидрид с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Преимущественно фталевый ангидрид получают за счет каталитического окисления о-ксилола при температуре ориентировочно от 350 до 400°С с использованием твердого катализатора, такого как катализатор, содержащий ванадий, титан и кислород, в соответствии с простым химическим уравнением
1,2-(СНз)2 СбНд + 3 О2 => С6Н4= 1.2-(СО)2 О + 3 Н2О
Главная побочная реакция представляет собой полное окисление о-ксилола. Хорошо известно, что такие реакции окисления являются высокоэкзотермическими.
В соответствии с настоящим изобретением предлагается также способ окисления этилена в этиленоксид с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Преимущественно этиленоксид получают за счет каталитического окисления этилена с серебром, на кремниевом носителе, вместе с некоторым количеством оксида алюминия в соответствии с простым химическим уравнением
СН2 СН2 + О2 => 2 О(СН2)2
Главная побочная реакция представляет собой полное окисление этилена
СН2 СН2 + 3 О2 =>2 СО2 +2 Н2О
Хорошо известно, что та и другая реакции являются высокоэкзотермическими.
Когда условия для окисление этилена в этиленоксид предусматривают использование температур не выше 250°С, то теплоту реакции обычно отводят с использованием кипящей воды, омывающей трубы снаружи. Если температуры реакции превышают 250°С, то в качестве жидкого охладителя используют кипящий углеводород, омывающей трубы снаружи.
Образующийся пар отводится из оболочки реактора и конденсируется снаружи от него, образуя жидкий охладитель. Жидкий охладитель возвращается в оболочку реактора преимущественно самотеком, что позволяет исключить применение насоса, склонного к отказам. Основное преимущество использования фракции рафинации, кипящей в диапазоне кипения керосина, заключается в том, что давление на стенке оболочки реактора составляет ориентировочно меньше чем 3 бар. Недостатком такого охладителя является его воспламеняемость.
Температуру в реакторных трубах поддерживают на желательном уровне за счет автоматической регулировки давления кипящего охладителя на наружной поверхности труб. Требуется обеспечить турбулентное перемешивание охладителя, для того чтобы снизить до минимума радиальные вариации температуры реактора и обеспечить высокий коэффициент теплопередачи. Однако температура не является однородной вдоль длины труб: в непосредственной близости от вершины труб температура быстро повышается (участок местного перегрева), а затем вновь падает до температуры, близкой к однородной на остальных 60-65% длины трубы.
Очень важно избежать слишком высокого повышения температуры на участке местного перегрева; высокие температуры приводят к снижению избирательности к этиленоксиду, так как больше этилена сгорает с образованием углекислого газа и воды. Более того, экзотермическая теплота реакции намного выше при образовании углекислого газа и может превышать местную теплоту, отводимую при помощи охладителя (выход реакции из-под контроля). Следует избегать такого ускорения реакции.
Давление в реакторе составляет ориентировочно от 1 до 30 бар, а преимущественно ориентировочно от 15 до 25 бар. Давление выбирают с учетом безопасности, управления, оборудования и других практических соображений. Более высокие давления позволяют использовать оборудование меньшего размера при сохранении прежней производительности. Однако огибающая предела воспламенения несколько расширяется при более высоких давлениях, что сужает возможности выбора рабочей точки на достаточном удалении от опасного режима работы.
- 10 008849
Обычно часовая объемная скорость газа составляет ориентировочно от 2500 до 157000 ч-1. Часовая объемная скорость газа (ОН8У) представляет собой объем газа (измеренный в стандартных условиях), который проходит через каждую единицу объема слоя катализатора в час.
В соответствии с настоящим изобретением предлагается также способ приготовления акриловой кислоты за счет окисления пропилена с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Обычно каталитическое окисление пропилена в фазе пара проводят в два этапа, а именно, сначала окисление пропилена в акролеин и акриловую кислоту, а затем окисление акролеина в акриловую кислоту.
На первом этапе каталитического окисления пропилен вступает в реакцию в соответствии с простыми химическими уравнениями
и
СН2 СН СН3 + 3 О2 => 2 СН2 СН СОН + 2Н2О
Главными побочными реакциями являются окисление пропилена в оксиды углерода
СН2 СН СН3 + 7.5 О2 => 3 СО + 3 СО2 + 6 Н2О и образование уксусной кислоты:
СН2 СН СНз + 2.5 О2 => СНз СООН + СО2 + Н2О
Основная реакция второго окисления, а именно окисление акролеина в акриловую кислоту, протекает следующим образом:
СН2 СН СОН + 5.5 О2 => 3 СО + 3 СО2 + 4 Н2О
Хорошо известно, что эти реакции являются высокоэкзотермическими.
Обычно способы в соответствии с настоящим изобретением разделяют и проводят в секции окисления и в секции очистки. В секции окисления проводят каталитическое окисление пропилена воздухом с получением акролеина (в основном) на первой стадии и акриловой кислоты за счет дополнительного окисления воздухом промежуточной смеси на второй стадии. Одну или обе реакции окисления проводят по меньшей мере в одном реакторе окисления с неподвижным слоем (катализатора), который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. В секции очистки газообразный вытекающий поток реактора охлаждают за счет прямого контакта с водой, при этом акриловая кислота поглощается водой. Затем водный раствор акриловой кислоты подвергают дистилляции, например, с использованием метилизобутилкетона, который образует азеотропную смесь с водой и за счет этого позволяет удалить воду из потока продукта. Выгодно проводить очистку сырой акриловой кислоты в непрерывной системе с двумя колоннами, чтобы удалять как легкие, так и тяжелые концы.
В соответствии с первым вариантом осуществления настоящего изобретения жидкий пропилен (95 вес.% пропилена и 5 вес.% пропана), который хранится под давлением, испаряют и перемешивают со сжатым горячим воздухом. Дополнительно используют в качестве разбавителя исходного материала пар при повышенном давлении ориентировочно до 250 р§1а (фунт на 1 кв. дюйм абсолютного давления) для улучшения работы реактора. Исходная смесь может быть подогрета ранее ее введения в один или несколько реакторов первой ступени окисления. Трубы реактора заполнены (набиты) твердым катализатором окисления, например катализатором, который содержит смесь оксидов молибдена, висмута и вольфрама. Расплавленная соль на боковой стороне оболочки действует в качестве охладителя, причем в солевой ванне охладителя образуется пар со средним давлением. Обычно падение давления в реакторных трубах составляет ориентировочно меньше чем 20 ρδί (фунт на 1 кв. дюйм), а преимущественно ориентировочно меньше чем 10 ρδί. Вытекающие потоки из каждого реактора первой ступени окисления перемешивают с дополнительным сжатым горячим воздухом и паром среднего давления. Полученную смесь подогревают до температуры реакции ранее ее подачи в реакторы второй ступени окисления, где происходит окисление акролеина в акриловую кислоту.
Преимущественно реакторы второй ступени окисления также представляют собой реакторы кожухотрубной конструкции, которые включают в себя множество трубопроводов с перегородками в соответствии с настоящим изобретением, с содержащим смесь оксидов молибдена и ванадия катализатором в трубах и с расплавленной солью в оболочке. И в этом случае в солевой ванне охладителя образуется пар со средним давлением. Обычно падение давления в реакторных трубах составляет ориентировочно меньше чем 20 ρδί, а преимущественно ориентировочно меньше чем 10 ρδί.
Газообразные потоки продукта из каждого реактора второй ступени окисления подают в абсорбер гашения в непосредственной близости от дна абсорбера. Используют воду для гашения смеси продукта и поглощения акриловой кислоты, непрореагировавшего акролеина, уксусной кислоты и других нелетучих побочных продуктов. Газы, такие как СО, СО2, О2, Ν2, пар, пропан и непрореагировавший пропилен, выходят через верхнюю часть абсорбера.
Раствор (газообразной) акриловой кислоты, выходящий через дно абсорбера гашения, охлаждается и частично подается обратно в верхнюю часть колонны в качестве жидкого поглотителя. Ингибитор полимеризации, такой как гидрохинон, добавляют в систему через поток рециркуляции поглотителя. Водный раствор продукта, который обычно содержит ориентировочно 40 вес.% акриловой кислоты, посту
- 11 008849 пает в секцию очистки процесса в качестве исходного материала для азеотропной дистилляционной колонны.
В соответствии с другим вариантом настоящего изобретения предлагаются способы оксиацетилирования этилена для получения мономера винилацетата с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Преимущественно мономер винилацетата получают при помощи каталитического оксиацетилирования этилена при температурах ориентировочно от 150 до 200°С с использованием твердого катализатора, выполненного в виде подложки (носителя) из диоксида кремния, пропитанной палладием, золотом и ацетатом калия, в соответствии с простым химическим уравнением (СН2)2 + 2 СНз СООН + О2 => 2 СН3 СООСН + 2 Н2О
Главная побочная реакция представляет собой полное окисление реагентов. Хорошо известно, что такие реакции окисления являются высокоэкзотермическими.
В соответствии с еще одним вариантом настоящего изобретения предлагаются способы оксихлорирования этилена для получения этилендихлорида (1,2-дихлорэтана) с использованием по меньшей мере одного реактора для окисления, который содержит множество трубопроводов в соответствии с настоящим изобретением. Преимущественно этилендихлорид получают при помощи каталитического оксихлорирования этилена в газовой фазе при температурах ориентировочно от 200 до 250°С с использованием твердого катализатора, например кубического хлорида, с другими активными ингредиентами или без них, пропитывающего пористую подложку из оксида алюминия, смеси оксида алюминия и диоксида кремния или из диатомовой земли, а преимущественно из оксида алюминия, в соответствии с простым химическим уравнением (СН2)2 + 4 НС1 + О2 => 2 СН2С1-СН2С1 + 2 Н2О
Наиболее полезными добавками являются хлориды щелочных металлов, а преимущественно хлориды калия, лития и натрия (КС1, ЫС1 и №С1). Главная побочная реакция представляет собой полное окисление реагентов. Хорошо известно, что такие реакции окисления являются высокоэкзотермическими.
Для того чтобы произвести оценку особенностей и преимуществ способа и устройства для экзотермических химических превращений органических соединений в продукты с добавленной стоимостью в соответствии с настоящим изобретением, в сравнении с другими проточными реакторами, которые предлагались и/или использовались ранее для контроля экзотермы в процессах, протекающих в фазе пара, с использованием неподвижного гетерогенного катализатора, приведены следующие примеры.
Примеры
Предложена программа испытаний каждой конфигурации реакторных труб для высокоэкзотермических химических превращений при производстве малеинового ангидрида за счет окисления п-бутана. В приведенных примерах термины превращение, избирательность и производительность определены следующим образом:
Превращение (%) = (Грамм-молекулы поглощенного п-бутана/Грамм-молекулы п-бутана в исходном материала)х100.
Избирательность (%) = (Грамм-молекулы полученного малеинового ангидрида/Грамм-молекулы поглощенного п-бутана)х100.
Производительность (вес. %) = [Превращение (%)]х [Избирательность (%)]х169.
В приведенных далее демонстрационных испытаниях был использован опытный проточный реактор, который содержит неподвижный гетерогенный катализатор для непрерывного окисления в фазе пара п-бутана воздухом. Экспериментальная система включает в себя реактор с трубой длиной 48 дюймов, которая погружена в теплопередающую среду и содержит расплавленную соль. Реакторная труба оборудована осевым измерительным каналом для ввода термопар диаметром 1/8 дюйма, что позволяет производить определение температурного профиля слоя катализатора вдоль осевой координаты. В каждом примере соответствующее количество свежего имеющегося в продаже катализатора, т. е. катализатора, который содержит ванадий, фосфор, молибден и кислород, загружали в реакторную трубу.
Сравнительный пример А.
В этом примере была использована рассмотренная выше программа испытаний для оценки цилиндрического эталонного реактора, имеющего неизменное поперечное сечение 5,07 см2, измеренное в плоскости, перпендикулярной осевой линии, и объем зоны катализатора около 618 см3. Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,5 мол.%. При 2000 УН8У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 419°С выход малеинового ангидрида составил 65 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора вдоль осевой координаты имеет максимум при 471°С.
Пример 1.
В этом примере была использована приведенная выше программа испытаний для оценки реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 613 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как показано в табл. 1.
- 12 008849
Таблица 1
Зона катализатора Длина трубы Внутренний диаметр трубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор х 102
1 14 ίη. 0.81 ίη. 0.2917 19.28 7.37
II 12 ίη. 0.87 ίη. 0.2500 19.07 9.23
III 12 ίη. 0.98 ίη. 0.2500 24.29 10.42
IV 10 ίη. 1.33 ίη. 0.2083 37.36 16.99
ίη. = дюйм.
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,5 мол.%. При 2000 УН§У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 395°С выход малеинового ангидрида составил 91 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет максимум при 446°С.
Пример 2.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 620 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как показано в табл. 2.
Таблица 2
Зона катализатора Длина трубы Внутренний диаметр трубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор к 102
I 14 ίη. 0.81 ίη. 0.2917 19.28 7.37
II 14 ίη. 0.87 ίη. 0.2917 22.01 7.91
III 14 ίη. 1.12 ίη. 0.2917 36.74 10.22
IV 6 ίη. 1.33 ίη. 0.1250 22.18 28.31
ίη. = дюйм
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,5 мол.%. При 2000 УН8У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 389°С выход малеинового ангидрида составил 90 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет максимум при 426°С.
Пример 3.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 616 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как показано в табл. 3.
Таблица 3
Зона катализ: Длина пора трубы Внутренний диаметр трубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор х 102
I 12 ίη. 0.74 ίη. 0.2500 14.64 7.91
и 12 ίη. 0.87 ίη. 0.2500 18.98 9.23
III 13 ίη. 1.12 ίη. 0.2708 26.19 9.62
IV 11 ίη. 1.33 ίη. 0.2292 40.19 15.44
ίη. = дюйм
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,5 мол.%. При 2000 УН8У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 384°С выход малеинового ангидрида составил 89 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет максимум при 455°С.
Пример 4.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 620 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как показано в табл 4.
-13 008849
Таблица 4
Зона катализ; Длина пера трубы Внутренний диаметр трубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор х 10:
1 14 ίη. 0.81 ίη. 0.2917 19.08 7.37
11 14 ίπ. 0.87 ίη. 0.2917 22.01 7.91
II! 14 ίη. 1.12 ίη. 0.2916 36.74 10.22
IV 14 ίη. 1.33 ίη. 0.1250 22.18 28.31
ίη. = дюйм
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляет 2,0 мол.%. При 2000 УН§У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 383°С выход малеинового ангидрида составил 81 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет минимум при 446°С.
Пример 5.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 617 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как показано в табл. 5.
Таблица 5
Зона катализатора Длина трубы Внутренний диаметр грубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор к 10а
I 6 ίη. 0.98 ΐη. 0.1250 12.07 20.83
к 15 ίη. 0.87 ΐη. 0.3125 23.67 7.39
III 11 ίη. 0.98 ίη. 0.2292 22.11 11.37
IV 16 ίη. 1.12 ίη. 0.3333 42.15 8.94
ίη. = дюйм
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,5 мол.%. При 2000 УН§У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 384°С выход малеинового ангидрида составил 79 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет максимум при 471°С.
Для дальнейших оценок использовали экспериментальный промышленный проточный реактор, который содержит неподвижный гетерогенный катализатор для непрерывного окисления пар-фаза и-бутана с воздухом. Экспериментальная система содержит трубчатый реактор длиной 4,6 м, который был погружен в теплопередающую среду, которая содержит расплавленную соль. Трубчатый реактор был оборудован осевым измерительным каналом для ввода термопар, позволяющим определять температурный профиль слоя катализатора вдоль осевой координаты. В каждом примере соответствующее количество свежего имеющегося в продаже катализатора, т.е. катализатора, содержащего ванадий, фосфор и кислород, загружали в трубчатый реактор.
Сравнительный пример В.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для оценки цилиндрического эталонного реактора, имеющего неизменное поперечное сечение в плоскости, перпендикулярной осевой линии, и зону катализатора объемом около 2,012 см3. Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,7 мол.%. При 2000 УН8У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 413°С выход малеинового ангидрида составил 77 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора вдоль осевой координаты имеет максимум при 491°С.
Пример 6.
В этом примере была использована описанная выше программа испытаний для реактора, имеющего объем для катализатора, составляющий около 617 см3, распределенный в соответствии с настоящим изобретением в четырех смежных цилиндрических зонах, как это показано в табл. 6.
-14008849
Таблица 6
Зона катализатора Длина трубы Внутренний диаметр трубы Часть осевой длины % полного объема катализатора Геометрический фактор X 10
I 45 ίη. 0.81 ίη. 0.2486 15.75 2.69
II 56 ίη. 0.87 ίη. 0.3094 22.02 2.27
ш 56 ίη. 1.12 ΐη. 0.3094 38.16 2.77
IV 24 ίη. 1.33 ίη. 0.1326 24.07 7.49
ίη. = дюйм
Концентрация бутана в исходной реакционной смеси составляла 1,7 мол.%. При 2000 УН8У в зоне катализатора и при температуре расплавленной соли 396°С выход малеинового ангидрида составил 96 вес.% после полного активирования катализатора. Температурный профиль слоя катализатора имеет максимум при 429°С.
Примененный в описании настоящего изобретения термин преимущественно означает, ориентировочно, больше чем 50%. Термин главным образом относится к событиям, происходящим с достаточной частотой, или к материалам, присутствующим в таких пропорциях, которые в должной мере воздействуют на макроскопические свойства соответствующего соединения или системы. В том случае, когда частота или пропорции для такого воздействия не ясны, термин главным образом следует толковать как около 10% или больше. Термин по существу означает, что допускаются только небольшие вариации, которые оказывают всего лишь пренебрежимо малое влияние на макроскопические свойства и окончательный результат, обычно ориентировочно до 1%.

Claims (25)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Проточный реактор, который содержит множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем, впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон для катализатора, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной к продольной координате, в результате чего определен объем зоны, при этом последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны таким образом, что каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение, и больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона, причем поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с диаметром, для которого соотношение третьей степени диаметра к объему этой зоны составляет от 0,01 до 0,5.
  2. 2. Проточный реактор по п.1, который дополнительно содержит оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода главным образом в контакте с теплоносителем и имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплоносителя.
  3. 3. Проточный реактор по п.1, в котором поперечное сечение и длину каждой зоны выбирают таким образом, что теплота, выделяющаяся в ходе любых экзотермических реакций, протекающих внутри трубопроводов зоны, не превышает количества теплоты, которое может быть перенесено и удалено при помощи теплопередающей среды, окружающей трубопроводы.
  4. 4. Проточный реактор по π. 1, в котором последовательность зон содержит по меньшей мере четыре зоны.
  5. 5. Проточный реактор по π. 1, в котором каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона.
  6. 6. Проточный реактор по п.1, в котором отношение третьей степени диаметра к объему зоны каждой расположенной ниже по течению зоны больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне.
  7. 7. Проточный реактор по п.1, в котором зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной координаты, составляющую по меньшей мере 4 м.
  8. 8. Проточный реактор по π. 1, в котором отношение третьей степени диаметра трубопровода в каждой зоне к объему в этой зоне имеет значение в диапазоне от 0,015 до 0,1.
  9. 9. Проточный реактор, который содержит множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем;
    впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с располо
    -15 008849 женным ниже по течению коллектором, через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы;
    последовательность зон, которая содержит по меньшей мере три зоны, причем указанные зоны содержат указанные трубопроводы, при этом:
    (a) трубопроводы внутри каждой зоны имеют одинаковую или различную длину, измеренную вдоль продольной координаты зоны, (b) трубопроводы внутри каждой зоны имеют главным образом неизменное поперечное сечение, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны, и (c) в последовательности зон полная площадь поперечного сечения трубопроводов в каждой расположенной ниже по течению зоне изменяется по сравнению с предшествующей расположенной выше по течению зоной;
    по меньшей мере одну переходную камеру, имеющую жидкостное сообщение с множеством трубопроводов расположенной ниже по течению зоны и с множеством трубопроводов предшествующей расположенной выше по течению зоны;
    оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности множества трубопроводов каждой зоны, главным образом в контакте с теплоносителем;
    оболочку, имеющую впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для потока теплоносителя, причем каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение и больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона, и поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с диаметром, для которого отношение третьей степени диаметра к объему этой зоны находится в диапазоне от 0,01 до 0,5.
  10. 10. Проточный реактор по п.9, в котором поперечное сечение и длину каждой зоны выбирают таким образом, что теплота, выделяющаяся в ходе любых экзотермических реакций, протекающих внутри трубопроводов зоны, не превышает количества теплоты, которое может быть перенесено и удалено при помощи теплопередающей среды, окружающей трубопроводы.
  11. 11 Проточный реактор по п.9, в котором последовательность зон содержит по меньшей мере четыре зоны.
  12. 12. Проточный реактор по п.9, в котором каждая расположенная ниже по течению зона имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона.
  13. 13. Проточный реактор по п.9, в котором по меньшей мере одна переходная камера имеет впуск, имеющий жидкостное сообщение с множеством трубопроводов расположенной ниже по течению зоны.
  14. 14. Проточный реактор по п.9, который дополнительно содержит оболочку, приспособленную для поддержки в процессе работы наружной поверхности каждого трубопровода главным образом в контакте с теплоносителем, и имеет впуск, имеющий жидкостное сообщение с выпуском для теплоносителя.
  15. 15. Проточный реактор по п.14, в котором отношение третьей степени диаметра к объему трубопровода в каждой зоне имеет значения в диапазоне от 0,015 до 0,1.
  16. 16. Проточный реактор по п.14, в котором отношение третьей степени диаметра трубопровода к объему в каждой расположенной ниже по течению зоне больше, чем в смежной расположенной выше по течению зоне.
  17. 17. Проточный реактор по п.9, в котором зоны для катализатора имеют полную длину вдоль продольной оси, составляющую по меньшей мере 4 м.
  18. 18. Способ проведения экзотермических химических превращений органических соединений в продукты с добавленной стоимостью, с использованием избирательного гетерогенного катализатора по меньшей мере в одном проточном реакторе, который содержит множество трубопроводов, каждый из которых имеет наружную поверхность, предназначенную для контакта с теплоносителем, впускной распределительный коллектор, приспособленный для жидкостного сообщения с расположенным ниже по течению коллектором через каналы, образованные из гетерогенного каталитического материала, заключенного внутри каждого трубопровода в процессе работы в последовательности зон, имеющих одинаковую или различную длину вдоль продольной координаты трубопровода, причем внутри каждой зоны имеется главным образом неизменное поперечное сечение трубопровода, измеренное в плоскости, перпендикулярной продольной координате, в результате чего определен объем зоны, при этом последовательность зон содержит по меньшей мере три зоны таким образом, что каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона, причем каждая расположенная ниже по течению зона имеет другое поперечное сечение и больший объем, чем смежная расположенная выше по течению зона, и поперечное сечение трубопровода в каждой зоне имеет главным образом круговую форму с диаметром, для которого отношение диаметра к объему этой зоны составляет от 0,01 до 0,5.
  19. 19. Способ по п.18, в котором последовательность зон в проточном реакторе содержит по меньшей мере четыре зоны.
    - 16 008849
  20. 20. Способ по п.18, в котором поперечное сечение и длину каждой зоны в проточном реакторе выбирают таким образом, что теплота, выделяющаяся в ходе любых экзотермических реакций, протекающих внутри трубопроводов зоны, не превышает количества теплоты, которое может быть перенесено и удалено при помощи теплопередающей среды, окружающей трубопроводы.
  21. 21. Способ по п.18, в котором каждая расположенная ниже по течению зона в проточном реакторе имеет большее поперечное сечение, чем смежная расположенная выше по течению зона.
  22. 22. Способ по п.18, в котором экзотермические химические превращения органических соединений предусматривают окисление бензола или углеводорода, выбранного из группы, в которую входят пбутан, бутен-1 и бутадиен, для образования малеинового ангидрида.
  23. 23. Способ по п.18, в котором экзотермические химические превращения органических соединений предусматривают окисление п-бутана для образования малеинового ангидрида за счет контактирования п-бутана при низкой концентрации в содержащем кислород газе с неподвижным катализатором, который главным образом содержит вольфрам, фосфор и кислород.
  24. 24. Способ по п.18, в котором катализатор поддерживают при температуре в диапазоне от 360 до 530°С.
  25. 25. Способ по п.18, в котором поперечное сечение каждой расположенной ниже по течению зоны, которая имеет большее поперечное сечение, чем поперечное сечение смежной расположенной выше по течению зоны, выбирают большим на такую величину, что в процессе работы температуры экзотермы, измеренные вдоль осевой линии, поддерживаются на уровне не более чем на 50°С выше, чем температура теплоносителя.
EA200400768A 2001-08-02 2002-07-16 Проточные реакторы для химических превращений с использованием гетерогенных катализаторов EA008849B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US09/920,981 US7316804B2 (en) 2001-08-02 2001-08-02 Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts
PCT/US2002/022550 WO2003011449A1 (en) 2001-08-02 2002-07-16 Flow reactors for chemical conversions with hetergeneouos catalysts

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200400768A1 EA200400768A1 (ru) 2004-12-30
EA008849B1 true EA008849B1 (ru) 2007-08-31

Family

ID=25444736

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200400768A EA008849B1 (ru) 2001-08-02 2002-07-16 Проточные реакторы для химических превращений с использованием гетерогенных катализаторов

Country Status (17)

Country Link
US (3) US7316804B2 (ru)
EP (2) EP1412077B8 (ru)
JP (1) JP4323950B2 (ru)
KR (3) KR20040019101A (ru)
CN (1) CN1531458B (ru)
AP (1) AP1819A (ru)
AT (1) ATE529183T1 (ru)
AU (1) AU2002322502B2 (ru)
BR (1) BR0211454A (ru)
CA (1) CA2451090A1 (ru)
EA (1) EA008849B1 (ru)
ES (1) ES2373310T3 (ru)
MX (1) MXPA04000890A (ru)
MY (1) MY142104A (ru)
NO (1) NO20040456L (ru)
TW (1) TW579421B (ru)
WO (1) WO2003011449A1 (ru)

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2726178C1 (ru) * 2017-06-09 2020-07-09 Шаньдун Новэй Фармасьютикал Флюид Систем Ко., Лтд Трубная камера отклонения потока, непрерывный проточный реактор и система непрерывных проточных реакций с системой управления

Families Citing this family (68)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7316804B2 (en) * 2001-08-02 2008-01-08 Ineos Usa Llc Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts
DE10250406B4 (de) * 2001-10-30 2007-10-25 Hitachi, Ltd. Reaktionsvorrichtung und Mischsystem
WO2003057653A1 (fr) * 2001-12-28 2003-07-17 Mitsubishi Chemical Corporation Procede d'oxydation catalytique en phase vapeur
US7297324B2 (en) * 2002-03-11 2007-11-20 Battelle Memorial Institute Microchannel reactors with temperature control
US8206666B2 (en) * 2002-05-21 2012-06-26 Battelle Memorial Institute Reactors having varying cross-section, methods of making same, and methods of conducting reactions with varying local contact time
US6989134B2 (en) * 2002-11-27 2006-01-24 Velocys Inc. Microchannel apparatus, methods of making microchannel apparatus, and processes of conducting unit operations
FR2849031A1 (fr) * 2002-12-19 2004-06-25 Bp Lavera Snc Procede de fabrication d'oxyde d'ethylene
US7195059B2 (en) * 2003-05-06 2007-03-27 H2Gen Innovations, Inc. Heat exchanger and method of performing chemical processes
US20050135978A1 (en) * 2003-10-14 2005-06-23 Mourad Hamedi Method and apparatus for optimizing throughput in a trickle bed reactor
US7470408B2 (en) 2003-12-18 2008-12-30 Velocys In situ mixing in microchannels
DE102004018267B4 (de) * 2004-04-15 2007-05-03 Man Dwe Gmbh Reaktoranordnung zur Durchführung katalytischer Gasphasenreaktionen
CN100415356C (zh) * 2004-06-24 2008-09-03 华东理工大学 一种适用于高热敏性物质的气固相反应装置
US7468455B2 (en) * 2004-11-03 2008-12-23 Velocys, Inc. Process and apparatus for improved methods for making vinyl acetate monomer (VAM)
US7371361B2 (en) * 2004-11-03 2008-05-13 Kellogg Brown & Root Llc Maximum reaction rate converter system for exothermic reactions
GB0509747D0 (en) * 2005-05-13 2005-06-22 Ashe Morris Ltd Variable volume heat exchangers
BRPI0620086A2 (pt) * 2005-12-19 2011-11-01 Bp Exploration Operating processo para produzir produto de fase condensada de um ou mais reagente(s) de fase gasosa
DE102006060509A1 (de) * 2006-12-19 2008-06-26 Basf Se Reaktor zur Durchführung einer kontinuierlichen Oxidehydrierung sowie Verfahren
DE102006060507A1 (de) * 2006-12-19 2008-06-26 Basf Se Reaktor zur Durchführung einer Reaktion zwischen zwei fluiden Edukten an einem Katalysatorbett mit Vorvermischen der fluiden Edukte in einer Einmischvorrichtung
WO2009088785A1 (en) * 2007-12-31 2009-07-16 Chevron U.S.A. Inc. Membrane reactor with in-situ dehydration and method for using the same
US7745667B2 (en) * 2008-04-07 2010-06-29 Velocys Microchannel apparatus comprising structured walls, chemical processes, methods of making formaldehyde
US20100150825A1 (en) * 2008-12-17 2010-06-17 Pfefferle William C Method for effectively controlling the temperature of oxide-coated short-channel-length metallic structures
JP5691152B2 (ja) * 2009-09-30 2015-04-01 三菱化学株式会社 プレート式反応器を用いた反応生成物の製造方法
KR101257411B1 (ko) 2009-10-09 2013-04-23 주식회사 엘지화학 (메트)아크릴산의 제조방법
RU2440400C2 (ru) * 2010-02-01 2012-01-20 Инфра Текнолоджиз Лтд Способ получения синтетических жидких углеводородов и реактор для проведения синтеза фишера-тропша
DE102010040757A1 (de) 2010-09-14 2012-03-15 Man Diesel & Turbo Se Rohrbündelreaktor
CN102649697B (zh) * 2011-02-25 2014-07-02 中国石油化工股份有限公司 通过草酸酯气相加氢制乙二醇的方法
CN102649685B (zh) * 2011-02-25 2015-11-25 中国石油化工股份有限公司 草酸酯高效率生产乙二醇的方法
US9803153B2 (en) 2011-04-14 2017-10-31 Gas Technology Institute Radiant non-catalytic recuperative reformer
KR101297597B1 (ko) 2011-04-19 2013-08-19 한국화학연구원 합성가스로부터 탄화수소를 제조하기 위한 반응장치
WO2013057953A1 (ja) * 2011-10-19 2013-04-25 パナソニック株式会社 熱交換器
ITMI20112040A1 (it) * 2011-11-10 2013-05-11 D E L Co S R L Impianto per la dealogenazione e la rigenerazione in continuo di oli minerali contaminati da composti organici clorurati
AU2013207783B2 (en) 2012-01-13 2017-07-13 Lummus Technology Llc Process for providing C2 hydrocarbons via oxidative coupling of methane and for separating hydrocarbon compounds
US9469577B2 (en) 2012-05-24 2016-10-18 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane systems and methods
US9670113B2 (en) 2012-07-09 2017-06-06 Siluria Technologies, Inc. Natural gas processing and systems
AU2013355038B2 (en) 2012-12-07 2017-11-02 Lummus Technology Llc Integrated processes and systems for conversion of methane to multiple higher hydrocarbon products
EP3074119B1 (en) 2013-11-27 2019-01-09 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
WO2015105911A1 (en) 2014-01-08 2015-07-16 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
EP3097068A4 (en) 2014-01-09 2017-08-16 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane implementations for olefin production
US10377682B2 (en) 2014-01-09 2019-08-13 Siluria Technologies, Inc. Reactors and systems for oxidative coupling of methane
CN106132529B (zh) * 2014-04-02 2020-09-04 托普索公司 伪等温反应器
RU2017120503A (ru) * 2014-11-14 2018-12-14 САБИК Глобал Текнолоджиз Б.В., Реактор с неподвижным слоем и связанные с ним способы
US9334204B1 (en) 2015-03-17 2016-05-10 Siluria Technologies, Inc. Efficient oxidative coupling of methane processes and systems
US10793490B2 (en) 2015-03-17 2020-10-06 Lummus Technology Llc Oxidative coupling of methane methods and systems
US20160289143A1 (en) 2015-04-01 2016-10-06 Siluria Technologies, Inc. Advanced oxidative coupling of methane
JP2018127398A (ja) * 2015-05-12 2018-08-16 株式会社ダイセル 酸化反応用リアクター、及び酸化物の製造方法
US9328297B1 (en) 2015-06-16 2016-05-03 Siluria Technologies, Inc. Ethylene-to-liquids systems and methods
WO2017065947A1 (en) 2015-10-16 2017-04-20 Siluria Technologies, Inc. Separation methods and systems for oxidative coupling of methane
JP2017113746A (ja) * 2015-12-21 2017-06-29 ガス テクノロジー インスティテュート 放射状の非触媒性の回収改質装置
EP3397914B1 (en) * 2015-12-28 2020-09-23 Carrier Corporation Folded conduit for heat exchanger applications
CA3019396A1 (en) 2016-04-13 2017-10-19 Siluria Technologies, Inc. Oxidative coupling of methane for olefin production
CA3043062A1 (en) * 2016-12-09 2018-06-14 Velocys Technologies Limited Process for operating a highly productive tubular reactor
EP3554672A4 (en) 2016-12-19 2020-08-12 Siluria Technologies, Inc. PROCEDURES AND SYSTEMS FOR CHEMICAL DEPOSITION
ES2881297T3 (es) * 2017-02-10 2021-11-29 Technobell D O O Koper Reactor tubular de doble zona mejorado y método para llevar a cabo la producción de anhídrido maleico mediante la oxidación de n-butano
HUE064375T2 (hu) 2017-05-23 2024-03-28 Lummus Technology Inc Metán oxidatív csatolási folyamatainak integrálása
WO2018234975A1 (en) * 2017-06-21 2018-12-27 Sabic Global Technologies, B.V. IMPROVED REACTOR DESIGNS FOR HETEROGENEOUS CATALYTIC REACTIONS
US10836689B2 (en) 2017-07-07 2020-11-17 Lummus Technology Llc Systems and methods for the oxidative coupling of methane
CN108607475A (zh) * 2018-04-28 2018-10-02 上海奕玛化工科技有限公司 一种草酸二甲酯加氢制乙二醇用反应器
CN109289713B (zh) * 2018-10-18 2021-04-20 辽宁石油化工大学 一种蚊香盘管等温反应器及使用方法
EP3892367A1 (en) * 2020-04-09 2021-10-13 Röhm GmbH A tube bundle reactor and method for the production of methacrylic acid through the partial oxidation of methacrolein
US20230174448A1 (en) * 2020-06-01 2023-06-08 Solugen, Inc. Trickle bed reactor
CN112050202B (zh) * 2020-09-03 2023-04-28 福大紫金氢能科技股份有限公司 一种管式氨分解反应器
CN112050663A (zh) * 2020-09-14 2020-12-08 刘延林 一种均匀化液冷式通风降温装置
CN117642257A (zh) * 2021-05-11 2024-03-01 阿科玛股份有限公司 用于监测热交换器的管片的方法
JP2023012391A (ja) * 2021-07-13 2023-01-25 三菱重工業株式会社 等温化した反応装置
CN113921992A (zh) * 2021-09-16 2022-01-11 河北金力新能源科技股份有限公司 高耐热锂电隔膜及其制备方法和应用
CN115228388A (zh) * 2022-07-20 2022-10-25 武汉工程大学 具氢分离机制的热管-列管式固定床丙烷脱氢反应器
CN115364806A (zh) * 2022-08-11 2022-11-22 中山致安化工科技有限公司 一种连续流反应器
CN115738921A (zh) * 2022-11-29 2023-03-07 东方电气集团东方锅炉股份有限公司 一种反应器进出口多腔室均匀冷却的列管式顺酐反应器系统

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB2040432A (en) * 1979-01-10 1980-08-28 Hisaka Works Ltd Heat conducting element for plate heat exchanger
JPS6154229A (ja) * 1984-08-24 1986-03-18 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 反応器
EP1033167A2 (de) * 1999-03-03 2000-09-06 Basf Aktiengesellschaft Rohrbündelreaktor mit gestuftem Innendurchmesser

Family Cites Families (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CH493811A (de) * 1967-09-06 1970-07-15 Basf Ag Wärmetauschvorrichtung
BE793928A (fr) * 1972-01-13 1973-05-02 Deggendorfer Werft Eisenbau Appareil pour la mise en oeuvre de processus chimiques exothermiques et endothermiques
DE2221288C3 (de) * 1972-04-29 1975-04-17 Deggendorfer Werft Und Eisenbau Gmbh, 8360 Deggendorf Reaktionsapparat zur Durchführung katalytischer Reaktionen in mehreren Stufen
DE2230127C3 (de) * 1972-06-21 1975-03-13 Deggendorfer Werft Und Eisenbau Gmbh, 8360 Deggendorf Reaktionsapparat zur Durchführung endothermer chemischer Prozesse
DE2929300A1 (de) 1979-07-19 1981-01-29 Linde Ag Reaktor zur durchfuehrung katalytischer endothermer oder exothermer reaktionen
US4472527A (en) 1982-03-31 1984-09-18 Mitsubishi Chemical Industries Ltd. Process for preparing an oxidation catalyst composition
CA1223895A (en) * 1984-03-05 1987-07-07 Hugo I. De Lasa Pseudodiabatic reactor for exothermal catalytic conversions
DE3409159A1 (de) * 1984-03-13 1985-09-26 Deggendorfer Werft Und Eisenbau Gmbh, 8360 Deggendorf Rohrbuendel-reaktionsapparat
EP0400014B1 (de) * 1988-12-13 1992-09-16 Deggendorfer Werft Und Eisenbau Gmbh Rohrbündelreaktor
ATE206069T1 (de) 1993-07-05 2001-10-15 Packinox Sa Verfahren und vorrichtung zur regulierung von reaktionstemperaturen
US5510308A (en) * 1994-10-19 1996-04-23 E. I. Du Pont De Nemours And Company Cation and vanadium substituted heteropolyacid catalysts for vapor phase oxidation
US7316804B2 (en) * 2001-08-02 2008-01-08 Ineos Usa Llc Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB2040432A (en) * 1979-01-10 1980-08-28 Hisaka Works Ltd Heat conducting element for plate heat exchanger
JPS6154229A (ja) * 1984-08-24 1986-03-18 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 反応器
EP1033167A2 (de) * 1999-03-03 2000-09-06 Basf Aktiengesellschaft Rohrbündelreaktor mit gestuftem Innendurchmesser

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
PATENT ABSTRACTS OF JAPAN, vol. 010, no. 214 (C-362), 25 July, 1986 (1986-07-25) & JP 61054229 A (MITSUBISHI HEAVY IND LTD.), 18 March, 1986 (1986-03-18), cited in the application, abstract; figures 1-4 *

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
RU2726178C1 (ru) * 2017-06-09 2020-07-09 Шаньдун Новэй Фармасьютикал Флюид Систем Ко., Лтд Трубная камера отклонения потока, непрерывный проточный реактор и система непрерывных проточных реакций с системой управления

Also Published As

Publication number Publication date
AP1819A (en) 2008-01-10
CN1531458B (zh) 2010-06-09
US20110144356A1 (en) 2011-06-16
CN1531458A (zh) 2004-09-22
TW579421B (en) 2004-03-11
EP1412077B1 (en) 2011-10-19
BR0211454A (pt) 2004-08-17
KR20110017463A (ko) 2011-02-21
AU2002322502B2 (en) 2008-05-22
US20030068261A1 (en) 2003-04-10
NO20040456L (no) 2004-05-03
US8080215B2 (en) 2011-12-20
US7316804B2 (en) 2008-01-08
EP1412077B8 (en) 2012-03-21
US8232415B2 (en) 2012-07-31
JP2005518265A (ja) 2005-06-23
WO2003011449A1 (en) 2003-02-13
MY142104A (en) 2010-09-15
EP2314372A1 (en) 2011-04-27
AP2004002965A0 (en) 2004-03-31
ES2373310T3 (es) 2012-02-02
CA2451090A1 (en) 2003-02-13
JP4323950B2 (ja) 2009-09-02
ATE529183T1 (de) 2011-11-15
MXPA04000890A (es) 2004-05-21
US20090043114A1 (en) 2009-02-12
KR20100019540A (ko) 2010-02-18
KR20040019101A (ko) 2004-03-04
EA200400768A1 (ru) 2004-12-30
EP1412077A1 (en) 2004-04-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA008849B1 (ru) Проточные реакторы для химических превращений с использованием гетерогенных катализаторов
AU2002322502A1 (en) Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts
CN1083421C (zh) 丙烯醛催化气相氧化生成丙烯酸
JP3224497B2 (ja) アクロレインへのプロペンの接触気相酸化方法
RU2398733C2 (ru) Конвертерная система с максимальной скоростью реакции для экзотермических реакций
JPH01316370A (ja) エチレンオキシドの製造方法
AU2017304582B2 (en) Oxidative dehydrogenation (ODH) of ethane
EP3490962B1 (en) Oxidative dehydrogenation (odh) of ethane
CN1208300C (zh) 催化气相氧化制得马来酸酐的方法
US20100015017A1 (en) Method of producing unsaturated acid in fixed-bed catalytic partial oxidation reactor with high efficiency
JP2004000944A (ja) 多管式反応器
CN112604608A (zh) 一种采用悬浮床反应器生产环氧化物的方法
JP2020044485A (ja) 反応方法および反応器
CA3031560C (en) Oxidative dehydrogenation (odh) of ethane
JP2013091635A (ja) プロピレンオキサイドの製造方法

Legal Events

Date Code Title Description
FA9A Withdrawal of a eurasian application
HC1A Change in name of an applicant in a eurasian application
PC1A Registration of transfer to a eurasian application by force of assignment
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM BY MD

PC4A Registration of transfer of a eurasian patent by assignment
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AZ KZ KG TJ TM RU