PL211115B1 - Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu - Google Patents

Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu

Info

Publication number
PL211115B1
PL211115B1 PL381266A PL38126605A PL211115B1 PL 211115 B1 PL211115 B1 PL 211115B1 PL 381266 A PL381266 A PL 381266A PL 38126605 A PL38126605 A PL 38126605A PL 211115 B1 PL211115 B1 PL 211115B1
Authority
PL
Poland
Prior art keywords
stream
methanol
reactor
synthesis
hydrogen
Prior art date
Application number
PL381266A
Other languages
English (en)
Other versions
PL381266A1 (pl
Inventor
Daniel Marcel Thiebaut
Original Assignee
Acetex Cyprus Ltd
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 Acetex Cyprus Ltd filed Critical Acetex Cyprus Ltd
Publication of PL381266A1 publication Critical patent/PL381266A1/pl
Publication of PL211115B1 publication Critical patent/PL211115B1/pl

Links

Classifications

    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0204—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the feed stream
    • F25J3/0223—H2/CO mixtures, i.e. synthesis gas; Water gas or shifted synthesis gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/025—Preparation or purification of gas mixtures for ammonia synthesis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B3/00—Hydrogen; Gaseous mixtures containing hydrogen; Separation of hydrogen from mixtures containing it; Purification of hydrogen
    • C01B3/02—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen
    • C01B3/32—Production of hydrogen or of gaseous mixtures containing a substantial proportion of hydrogen by reaction of gaseous or liquid organic compounds with gasifying agents, e.g. water, carbon dioxide, air
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/10—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide
    • C07C51/12—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by reaction with carbon monoxide on an oxygen-containing group in organic compounds, e.g. alcohols
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0252—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of hydrogen
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/0228—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream
    • F25J3/0261—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream characterised by the separated product stream separation of carbon monoxide
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
    • F25J3/04521—Coupling of the air fractionation unit to an air gas-consuming unit, so-called integrated processes
    • F25J3/04527—Integration with an oxygen consuming unit, e.g. glass facility, waste incineration or oxygen based processes in general
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
    • F25J3/04521—Coupling of the air fractionation unit to an air gas-consuming unit, so-called integrated processes
    • F25J3/04527—Integration with an oxygen consuming unit, e.g. glass facility, waste incineration or oxygen based processes in general
    • F25J3/04539—Integration with an oxygen consuming unit, e.g. glass facility, waste incineration or oxygen based processes in general for the H2/CO synthesis by partial oxidation or oxygen consuming reforming processes of fuels
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J3/00—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification
    • F25J3/02—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream
    • F25J3/04—Processes or apparatus for separating the constituents of gaseous or liquefied gaseous mixtures involving the use of liquefaction or solidification by rectification, i.e. by continuous interchange of heat and material between a vapour stream and a liquid stream for air
    • F25J3/04521—Coupling of the air fractionation unit to an air gas-consuming unit, so-called integrated processes
    • F25J3/04563—Integration with a nitrogen consuming unit, e.g. for purging, inerting, cooling or heating
    • F25J3/04587—Integration with a nitrogen consuming unit, e.g. for purging, inerting, cooling or heating for the NH3 synthesis, e.g. for adjusting the H2/N2 ratio
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/02—Processes for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/025—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step
    • C01B2203/0255—Processes for making hydrogen or synthesis gas containing a partial oxidation step containing a non-catalytic partial oxidation step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/046—Purification by cryogenic separation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/047—Composition of the impurity the impurity being carbon monoxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/04—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas containing a purification step for the hydrogen or the synthesis gas
    • C01B2203/0465—Composition of the impurity
    • C01B2203/0475—Composition of the impurity the impurity being carbon dioxide
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/06—Integration with other chemical processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/06—Integration with other chemical processes
    • C01B2203/068—Ammonia synthesis
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1205—Composition of the feed
    • C01B2203/1211—Organic compounds or organic mixtures used in the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1217—Alcohols
    • C01B2203/1223—Methanol
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/12—Feeding the process for making hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/1288—Evaporation of one or more of the different feed components
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B2203/00—Integrated processes for the production of hydrogen or synthesis gas
    • C01B2203/14—Details of the flowsheet
    • C01B2203/148—Details of the flowsheet involving a recycle stream to the feed of the process for making hydrogen or synthesis gas
    • F—MECHANICAL ENGINEERING; LIGHTING; HEATING; WEAPONS; BLASTING
    • F25—REFRIGERATION OR COOLING; COMBINED HEATING AND REFRIGERATION SYSTEMS; HEAT PUMP SYSTEMS; MANUFACTURE OR STORAGE OF ICE; LIQUEFACTION SOLIDIFICATION OF GASES
    • F25J—LIQUEFACTION, SOLIDIFICATION OR SEPARATION OF GASES OR GASEOUS OR LIQUEFIED GASEOUS MIXTURES BY PRESSURE AND COLD TREATMENT OR BY BRINGING THEM INTO THE SUPERCRITICAL STATE
    • F25J2290/00—Other details not covered by groups F25J2200/00 - F25J2280/00
    • F25J2290/80—Retrofitting, revamping or debottlenecking of existing plant
    • 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
    • Y02P20/151—Reduction of greenhouse gas [GHG] emissions, e.g. CO2

Description

(12) OPIS PATENTOWY (19) PL (11) 211115 (13) B1 (21) Numer zgłoszenia: 381266 (51) Int.Cl.
(22) Data zgłoszenia: 23.06.2005 C07C 51/12 (2006.01)
C07C 67/05 (2006.01) (86) Data i numer zgłoszenia międzynarodowego:
23.06.2005, PCT/CY05/000001 (87) Data i numer publikacji zgłoszenia międzynarodowego:
19.01.2006, WO06/005269
(54) Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla (54) oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu
(30) Pierwszeństwo: 09.07.2004, US, 60/586,547 (73) Uprawniony z patentu: ACETEX (CYPRUS) LIMITED, Bishop, US
(43) Zgłoszenie ogłoszono: 14.05.2007 BUP 10/07 (72) Twórca(y) wynalazku: DANIEL MARCEL THIEBAUT, Lescar, FR
(45) O udzieleniu patentu ogłoszono: 30.04.2012 WUP 04/12 (74) Pełnomocnik: rzecz. pat. Zbigniew Kamiński
PL 211 115 B1
Opis wynalazku
Przedmiotem wynalazku jest sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla. Tlenek węgla otrzymuje się przez częściowe utlenianie metanolu. Kolejnym przedmiotem wynalazku jest zespół urządzeń do wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla otrzymywanego przez częściowe utlenianie metanolu.
W ostatnich latach produkcja metanolu roś nie w krajach, gdzie wytwarza się duż o gazu w wyniku rozwoju zakładów o dużej skali produkcyjnej, wykorzystujących wysokowydajne procesy, jak na przykład technologię Mega - metanol. Warunki rynkowe prowadzą często do utrzymywania się niskich cen metanolu (w przypadku nadprodukcji) i stosunkowo wysokich cen gazu ziemnego (w przypadku braku), zasadniczo z powodu nadmiernego zużycia gazu na ogrzewanie budynków, jak również w elektrowniach. Przykładowo w zakładach chemicznych, gdzie wytwarza się gaz syntezowy celem uzyskania, co do syntezy kwasu octowego, wysokie koszty mogą spowodować, że gaz ziemny zostanie wyeliminowany, jako surowiec.
Podstawowymi surowcami do wytwarzania kwasu octowego są tlenek węgla (CO) i metanol. Dzięki modernizacji istniejących wytwórni metanolu, polegającej na włączeniu zespołów do syntezy kwasu octowego, można wyeliminować etap sprowadzania metanolu do tej syntezy, zastępując go wytwarzaniem metanolu na miejscu. Modernizacja istniejących wytwórni metanolu, umożliwiająca produkcję kwasu octowego, jest znana ze stanu techniki, np. z opisów patentowych Stanów Zjednoczonych AP nr: US 6,232,352 (Vidalin); US 6,274,096 (Thiebaut i in.) i US 6.353,133 (Thiebaut i in.).
Z opisu patentowego Stanów Zjednoczonych AP nr US 3,920,717 (Marion) znany jest cią gły proces wytwarzania metanolu ze stałych i/lub ciekłych węglowodorów w reaktorze do częściowego utleniania bez katalizatora. Z opisu patentowego Stanów Zjednoczonych AP nr US 4,006,099 (Marion i in.) znany jest sposób zwiększenia efektywności spalania w procesie nie katalitycznego częściowego utleniania ciekłych węglowodorów poprzez zastosowanie palnika dwupierścieniowego. Z opisów patentowych Stanów Zjednoczonych AP nr US 4,081,253 i US 4,110,359 (Marion) znany jest sposób wytwarzania gazu syntezowego, zawierającego głównie H2 i CO w stosunku molowym H2: CO wynoszącym od około 0.5 do 1.9, przez częściowe utlenianie surowca węglowodorowego czystym tlenem.
Zastosowanie reaktorów z częściowym utlenianiem do reformowania gazu ziemnego dla uzyskania gazu syntezowego jest znane ze stanu techniki. Z opisów patentowych Stanów Zjednoczonych AP nr nr: US 2,896,927 (Nagle i in.); US 3,920,717 (Marion); US 3,929,429 (Crouch); oraz US 4,081,253 (Marion) znane są reaktory do częściowego utleniania, wykorzystywane do wytwarzania gazu syntezowego.
Wytwarzanie wodoru z metanolu przy użyciu wyłącznie katalitycznego reformowania metanolu lub w połączeniu z zastosowaniem reaktora do konwersji CO z parą wodną, jest znane ze stanu techniki. Takie i podobne procesy ujawniono w opisach patentowych Stanów Zjednoczonych AP nr nr: US 4,175,115 (Bali i in.); US 4,316,880 (Jockel i in.); US 4,780,300 (Yokoyama); oraz US 6,171,574 (Juda).
Wytwarzanie kwasu octowego z tlenku węgla i metanolu z użyciem katalizatora karbonylowania jest znane ze stanu techniki, jak ujawniono w opisach patentowych Stanów Zjednoczonych AP nr nr: US 1,961,736 (Carlin i in.); US 3,769,329 (Paulik i in.); US 5,155,261 (Marston i in.); US 5,672,743 (Garland i in.); US 5,728,871 (Joensen i in.); US 5,817,869 (Hinnenkamp i in.); US 5,877,347 i US 5,877,348 (Ditzel i in.); US 5,883,289 (Denis i in.); oraz US 5,883,295 (Suniey i in.).
Podstawowymi surowcami do wytwarzania monomeru octanu winylu (VAM) są etylen, kwas octowy i tlen. Dwutlenek węgla powstaje, jako niepożądany produkt uboczny procesu i należy go usuwać. Przy budowie nowych instalacji do produkcji gazu syntezowego, metanolu, kwasu octowego i pochodnych kwasu octowego, jak monomer octanu winylu, znaczny wydatek stanowi koszt inwestycyjny niezbędnego wyposażenia. Innymi znaczącymi wydatkami są koszty operacyjne, w tym koszty surowców. Obniżka tych kosztów byłaby pożądana.
Celem wynalazku było opracowanie zmodernizowanego sposobu wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku wę gla, w którym ź ródł em tlenku węgla jest gaz syntezowy otrzymywany przez reformowanie metanolu w reaktorze do częściowego utleniania, z ewentualnym udziałem moderatorów temperatury. Sposób ten ma zastosowanie zwłaszcza w przypadku, gdy koszty metanolu, jako surowca są niższe w stosunku do gazu ziemnego.
Cel ten zrealizowano poprzez opracowanie sposobu wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla otrzymywanego przez częściowe utlenianie metanolu, obejmującego wytwarzanie gazu do syntezy przez reformowanie części wejściowego strumienia gazowego metanolu pod działaniem
PL 211 115 B1 tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, rozdzielenie strumienia gazu do syntezy na strumień bogaty w dwutlenek węgla i strumień mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla, rozdzielenie strumienia tej mieszaniny na strumień bogaty w wodór i strumień bogaty w tlenek węgla, oraz przereagowanie strumienia bogatego w tlenek węgla z resztą wejściowego strumienia metanolu w zespole do syntezy kwasu octowego, który charakteryzuje się tym, że reformowanie gazu wejściowego polega na reakcji metanolu i tlenu, przy opcjonalnym udziale moderatora temperatury, przy czym reakcja ta odbywa się w reaktorze do częściowego utleniania o swobodnym przepływie, stanowiącym korzystnie generator gazowy bez wypełnienia i katalizatora, zaś temperatura wynosi od 1100 do 2000°C, korzystnie od 1300 do 1500°C, a ciśnienie od 2 do 6 MPa.
Strumień metanolu może być doprowadzany do reaktora do częściowego utleniania po uprzednim odparowaniu.
Jako moderator temperatury stosuje się materiał wybrany z grupy, do której należą: para wodna, dwutlenek węgla, azot, gazy spalinowe, oraz ich mieszaniny; korzystnie strumień bogaty w dwutlenek węgla, zawracany po rozdzieleniu gazu do syntezy.
W korzystnej odmianie sposobu wedł ug wynalazku azot uzyskiwany z rozdzielania powietrza i strumień bogaty w wodór wprowadza się do oddzielnego reaktora, w którym przeprowadzana jest w znany sposób synteza amoniaku.
W dalszej korzystnej odmianie sposobu według wynalazku część kwasu octowego oraz tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, wprowadza się do oddzielnego reaktora, gdzie dostarcza się strumień etylenu, i mieszaninę poddaje się znanej reakcji syntezy monomeru octanu winylu.
W kolejnej korzystnej odmianie sposobu wedł ug wynalazku azot uzyskiwany z rozdzielania powietrza i strumień bogaty w wodór wprowadza się do oddzielnego reaktora, w którym przeprowadzana jest w znany sposób synteza amoniaku; zaś część kwasu octowego oraz tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, wprowadza się do oddzielnego reaktora, gdzie dostarcza się strumień etylenu, i mieszaninę poddaje się znanej reakcji syntezy monomeru octanu winylu.
Tlen dostarczany do reaktora do częściowego utleniania metanolu i do reaktora do syntezy monomeru octanu winylu otrzymuje się z pojedynczej instalacji do rozdzielania powietrza.
W dalszych odmianach sposobu według wynalazku zawraca się dwutlenek wę gla, wydzielony z gazu do syntezy, oraz powstający w czasie syntezy monomeru octanu winylu, do reaktora do częściowego utleniania.
Rozwiązaniem wynalazku realizującym postawiony cel jest także zespół urządzeń do wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla otrzymywanego przez częściowe utlenianie metanolu, charakteryzujący się tym, że składa się z zespołu do rozdzielania powietrza 111, z instalacji 110 do zasilania reaktora do częściowego utleniania metanolu gazem wejściowym, z reaktora do częściowego utleniania metanolu 112, z zespołu 120 do rozdzielania gazu do syntezy po reaktorze na strumień bogaty w dwutlenek węgla oraz strumień mieszaniny wodoru i tlenku węgla, z zespołu 126 do rozdzielania mieszaniny wodoru i tlenku węgla na strumień bogaty w wodór i strumień bogaty w tlenek węgla, z instalacji do zasilania zespołu syntezy kwasu octowego strumieniem bogatym w tlenek węgla 128 i częścią strumienia wejściowego metanolu 134, oraz z reaktora do syntezy kwasu octowego 132.
W korzystnej odmianie wynalazku zespół urządzeń zawiera ponadto instalacje 130 do zasilania reaktora do syntezy amoniaku przynajmniej częścią strumienia bogatego w wodór z zespołu 126 do rozdzielania mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla oraz strumieniem azotu 142 z zespołu do rozdzielania powietrza 111, i reaktor do syntezy amoniaku 144.
W dalszej korzystnej odmianie wynalazku zespół urządzeń zawiera ponadto instalacje do zasilania zespołu syntezy monomeru octanu winylu przynajmniej częścią tlenu 113 z zespołu do rozdzielania powietrza 111, etylenem 154 i częścią strumienia wyjściowego kwasu octowego 150, reaktor do syntezy monomeru octanu winylu 156 oraz zespół do destylacji monomeru octanu winylu 160.
W kolejnej korzystnej odmianie wynalazku zespół urządzeń zawiera ponadto instalacje 130 do zasilania reaktora do syntezy amoniaku przynajmniej częścią strumienia bogatego w wodór z zespołu do rozdzielania mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla oraz strumieniem azotu 142 z zespołu do rozdzielania powietrza 111, i reaktor do syntezy amoniaku 144; a także instalacje do zasilania zespołu syntezy monomeru octanu winylu przynajmniej częścią tlenu 113 z zespołu do rozdzielania powietrza, etylenem 154 i częścią strumienia wyjściowego kwasu octowego 150, reaktor do syntezy monomeru octanu winylu 156 oraz zespół do destylacji monomeru octanu winylu 160.
PL 211 115 B1
W dalszych korzystnych odmianach wynalazku zespół urządzeń zawiera dodatkowo instalacje do zawracania dwutlenku węgla, wydzielonego z gazu do syntezy 222 oraz powstającego w czasie syntezy monomeru octanu winylu 264, do reaktora do częściowego utleniania 212.
Wynalazek wyjaśniono przykładowo na rysunku, w którym:
fig. 1 przedstawia uproszczony ogólny schemat przepływowy jednego z rozwiązań wynalazku do wytwarzania wodoru i tlenku węgla z metanolu;
fig. 2 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 1, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy kwasu octowego;
fig. 3 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 2, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy amoniaku;
fig. 4 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 2, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy monomeru octanu winylu;
fig. 5 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 3, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy monomeru octanu winylu;
fig. 6 - uproszczony ogólny schemat przepływowy alternatywnego rozwiązania wynalazku obejmującego wytwarzanie wodoru i tlenku węgla z metanolu, przy czym dwutlenek węgla jest oddzielany i zawracany do reaktora;
fig. 7 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 6, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy kwasu octowego;
fig. 8 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 7, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy amoniaku;
fig. 9 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 7, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy monomeru octanu winylu;
fig. 10 - uproszczony ogólny schemat przepływowy zakładu z fig. 8, gdzie wprowadzono dodatkowo reaktor do syntezy monomeru octanu winylu.
Poniżej przedstawiono szczegółowo rozwiązania wynalazku. Należy jednak rozumieć, że ujawniono tylko przykładowe rozwiązania wynalazku, który może być zrealizowany w różnych wariantach. Szczegóły konstrukcji i działania nie zostały ujawnione w celu podania ograniczeń, ale wyłącznie dla zobrazowania wynalazku, i mogą być zmodyfikowane w zakresie przedstawionym w załączonych zastrzeżeniach.
Zakład realizujący proces reformowania metanolu w reaktorze do częściowego utleniania w celu otrzymania gazu syntezowego może być zakładem nowym, albo korzystnie zmodernizowaną wytwórnią metanolu, w której znajduje się przynajmniej jeden reaktor do częściowego utleniania.
Przedstawiony wynalazek rozwiązuje problemy związane z wytwarzaniem gazu syntezowego z gazu ziemnego, gdy cena tego ostatniego jest wysoka. W przypadku takiej sytuacji, zakłady przeznaczone do produkcji metanolu i syntezy kwasu octowego, można przekształcić na wytwarzające kwas octowy przy użyciu metanolu, jako surowca, zamiast gazu ziemnego.
Konwersję metanolu do tlenku węgla i wodoru przedstawiają ogólnie następujące reakcje:
CH3OH θ CO + 2 H2 CH3OH + H2O θ 3 H2 + CO2
W razie potrzeby, produkcję tlenku węgla można zwiększyć poprzez prowadzenie (przedstawionej poniżej) reakcji odwrotnej do konwersji tlenku węgla z parą wodną, w której dwutlenek węgla i wodór łączą się, tworząc tlenek węgla i wodę.
CO2 + H2 θ CO + H2O
Na fig. 1 przedstawiono proces częściowego utleniania strumienia metanolu, prowadzący do otrzymania strumienia gazu syntezowego, który można rozdzielić na strumienie wodoru (H2) i tlenku węgla (CO), przeznaczone do dalszego wykorzystania. Strumień metanolu 110 jest podawany do nie katalitycznego reaktora 112 do częściowego utleniania (POX), znajdującego się w istniejącej wytwórni metanolu, gdzie łączy się z tlenem 114 i opcjonalnie z parą wodną 116. Korzystnie strumień metanolu 110 jest wstępnie oczyszczonym surowcem lub produktem handlowym, który oczyszczono przez destylację lub przy pomocy innego konwencjonalnego procesu. Tlen 114 uzyskuje się z zespołu do rozdzielania powietrza Ul (ASU), zasilanego sprężonym powietrzem. Parę wodną 116 korzystnie dostarcza się z wcześniej
PL 211 115 B1 istniejących urządzeń. Azot i nadmiar tlenu (niepokazany), otrzymywane z zespołu 111 do rozdzielania powietrza (ASU), można doprowadzać przez regulatory.
Jeżeli ilość podawanego tlenu 114 nie jest limitowana, metanol HO można podawać do reaktora w temperaturze pokojowej. Jednakże, jeżeli ilość tlenu m jest ograniczona, metanol HO można wstępnie ogrzewać i/lub odparowywać (nie pokazano) przed wprowadzeniem do reaktora 112. Jeżeli metanol 110 w temperaturze pokojowej wprowadza się do reaktora 112 z nadmiarem tlenu 114, to zawartość wodoru w otrzymywanym gazie syntezowym 118 ulega zmniejszeniu.
W reaktorze POX 112 można wytwarzać gaz syntezowy 118, złożony z wodoru, tlenku węgla i dwutlenku węgla. Czystość produktu 118 jest wyższa od gazu syntezowego wytwarzanego z gazu ziemnego, gdyż większość zanieczyszczeń jest usuwana w czasie syntezy metanolu 110. Produkt 118, po ostudzeniu, można wprowadzać do zespołu 120 do oddzielania CO2, gdzie uzyskuje się strumień 122 bogaty w CO2 oraz strumień 124 mieszaniny CO/H2, w zasadzie wolnej od CO2. Strumień 122 bogaty w CO2 można odprowadzić, a strumień 124 mieszaniny CO/H2 - podać do zespołu do rozdzielania 126.
Zespół do rozdzielania 126 korzystnie zawiera sita molekularne i konwencjonalną chłodnicę. Zespół 126 umożliwia rozdzielenie strumienia 124 mieszaniny na przynajmniej strumień 128 bogaty w CO i strumień 130 bogaty w wodór, przy czym mogą występować niewielkie ilości jednego lub kilku gazów resztkowych zawierających mieszaninę H2 i CO, które można wykorzystać jako paliwo lub sprzedać (niepokazano). Strumień 128 bogaty w CO i strumień 130 bogaty w wodór można przekazać do innych procesów, jak na przykład synteza kwasu octowego lub synteza amoniaku, co będzie opisane poniżej.
Jak pokazano na fig. 2, strumień 128 bogaty w CO można podać do reaktora do syntezy kwasu octowego 132, gdzie łączy się on ze strumieniem metanolu 134, który można doprowadzić z tego samego źródła, które zasila reaktor POX 112. Do wytwarzania kwasu 136 z tlenku węgla 128 i metanolu 134 w reaktorze do syntezy kwasu octowego 132 można wykorzystać dobrze znane specjalistom i/lub dostępne na rynku wyposażenie i technologię, jak opisane wyżej w cytowanych opisach patentowych. Są to przykładowo procesy: zwykły BP/Monsanto, ulepszony BP/Monsanto z użyciem technologii BP - Cativa (katalizator irydowy), technologia Celanese z małą ilością wody (katalizator rod - octan litu), technologia Millennium z małą ilością wody (katalizator rod - tlenek fosforu) i/lub podwójny proces karbonylowania metanolu - izomeryzacji mrówczanu metylu. Ogólnie biorąc, reakcja obejmuje przereagowanie metanolu, mrówczanu metylu, lub ich mieszaniny, w obecności mieszaniny zawierającej tlenek węgla, wodę, rozpuszczalnik oraz układ katalizatora, w którym znajduje się przynajmniej jeden chlorowcowany promotor i przynajmniej jeden związek rodu, irydu, albo ich mieszaniny.
Mieszanina reakcyjna do syntezy kwasu octowego korzystnie zawiera wodę w ilości niższej od 20% wagowo, bardziej korzystnie od 14 do 15% wagowo. Jeżeli proces obejmuje karbonylowanie z małą ilością wody, zawartość wody w mieszaninie reakcyjnej wynosi korzystnie od około 2 do około 8% wagowo. Jeżeli proces obejmuje izomeryzację mrówczanu metylu lub kombinację izomeryzacji i karbonylowania metanolu, zawartość wody w mieszaninie reakcyjnej korzystnie jest niezerowa i wynosi do 2% wagowo.
Jak pokazano na fig. 3, do procesu można opcjonalnie wprowadzić reaktor do syntezy amoniaku 144, w którym wykorzystuje się wodór ze strumienia gazu syntezowego 118 oraz azot z zespołu do rozdzielania powietrza 111. Cała ilość lub część strumienia wodoru 130 z zespołu 126 do rozdzielania CO/H2 reaguje ze strumieniem azotu 142 z zespołu do rozdzielania powietrza, i powstaje amoniak w postaci strumienia 146. Uzysk amoniaku z reaktora do syntezy 144 można podwyższyć przez zwiększenie podawania wodoru lub wprowadzając drugi reaktor do syntezy (niepokazany).
Jak pokazano na fig. 4, do procesu można opcjonalnie wprowadzić reaktor 156 do syntezy monomeru octanu winylu (VAM). Część kwasu octowego z przewodu 136 można przez przewód 150 podawać do reaktora 156, gdzie reaguje on z etylenem 152 dostarczanym przez przewód 154 i przynajmniej częścią tlenu 113 z zespołu do rozdzielania powietrza 111. Strumień ciekłego produktu 158 jest poddawany destylacji w zespole 160 do zwykłej destylacji VAM, gdzie uzyskuje się czysty (określenie handlowe) produkt, odbierany przez przewód 162. Dwutlenek węgla, otrzymywany jako produkt uboczny syntezy VAM można wydzielić z gazów po reaktorze, stosując zwykły układ do usuwania CO2 (niepokazany) i zawrócić go reaktora 112 przez przewód 164.
Otrzymywanie VAM polega zasadniczo na acetoksylowaniu etylenu zgodnie z reakcją:
C2H4 + AcOH + y2 O2 VAM + H2O
PL 211 115 B1
Główny produkt uboczny CO2 powstaje w wyniku reakcji
C2H4 + 3 O2 2 CO2 + 2 H2O
Selektywność procesu wynosi około 7 - 8% wagowo CO2. Typowo, do wyprodukowania około 100000 ton VAM rocznie potrzeba około 35000 ton etylenu, przy czym powstaje około 5000 do 10000 ton CO2.
Jak pokazano na fig. 5, dla optymalnego wykorzystania strumienia gazu syntezowego, do istniejących reaktorów do syntezy kwasu octowego 132 i amoniaku 144, można dołączyć reaktor do syntezy octanu winylu 156. Reaktor 156 do syntezy VAM można zasilać częścią kwasu octowego 136 przez przewód 150. Surowy VAM opuszcza reaktor 156 przez przewód 158 i jest wprowadzany do zespołu do destylacji 160, gdzie powstaje strumień produktu 162. Dwutlenek węgla, który powstaje jako produkt uboczny w syntezie VAM, można oddzielić od gazów po reaktorze, stosując zwykły układ do usuwania CO2 (niepokazany) i zawrócić go reaktora POX 112 przez przewód 164.
Jak pokazano na fig. 6, cała ilość albo część dwutlenku węgla 222 jest wytwarzana i oddzielana z gazu syntezowego 218, po czym zawracana do reaktora POX 212. Strumień metanolu 210 jest podawany do reaktora do częściowego utleniania 212 w istniejącej wytwórni metanolu, gdzie łączy się z tlenem 214 i dwutlenkiem węgla 222. Strumień metanolu 210 korzystnie pochodzi z istniejącego źródła metanolu i jest wstępnie oczyszczany przez destylację lub inny zwykły proces (niepokazany). Tlen 214 otrzymuje się z istniejącego zespołu do rozdzielania powietrza 211, który jest zasilany sprężonym powietrzem. Dwutlenek węgla 222 powstaje przy reformowaniu metanolu 210 i może być zawrócony do reaktora 212.
W reaktorze typu POX 212 wytwarza się gaz syntezowy 218, złożony z H2, CO i CO2. Czystość produktu 218 jest wyższa od gazu syntezowego wytwarzanego z gazu ziemnego, gdyż większość zanieczyszczeń jest usuwana w czasie syntezy surowca metanolowego. Produkt 218, po ostudzeniu, można wprowadzać do zespołu 220 do oddzielania CO2, gdzie uzyskuje się strumień 222 bogaty w CO2 oraz strumień 224 mieszaniny CO/H2, w zasadzie wolnej od CO2. Strumień 222 bogaty w CO2 można zawrócić do reaktora POX 212, a strumień 224 mieszaniny CO/H2 - podać do zespołu do rozdzielania 226. Zawracanie strumienia bogatego w CO2 do reaktora POX pozwala zwiększyć produkcję CO w przybliżeniu o 5 do 10%, a zmniejszyć produkcję wodoru o około 3-8%. Jeżeli CO2 jest zawracany do reaktora POX, to przy określonej wielkości produkcji, zmniejsza się zapotrzebowanie na surowiec metanolowy.
Zespół do rozdzielania 226 korzystnie zawiera sita molekularne i zwykłą chłodnicę. Zespół 226 rozdziela strumień 224 przynajmniej na strumień 228 bogaty w CO i strumień 230 bogaty w wodór, przy czym występują również niewielkie ilości jednego lub więcej gazów resztkowych zawierających mieszaninę H2 i CO, które mogą być użyte jako paliwo, zawrócone do reaktora lub sprzedane (niepokazano).
Jak pokazano na fig. 7, strumień 228 bogaty w CO można połączyć ze stechiometryczną ilością metanolu 234 w celu uzyskania kwasu octowego 236, w wyniku wyżej opisanego procesu syntezy.
Jak pokazano na fig. 8, strumień 230 bogaty w H2 może reagować z azotem 242 z zespołu 240 do rozdzielania w reaktorze do syntezy amoniaku 244, co prowadzi do uzyskania amoniaku 246. Alternatywnie, cała ilość lub część strumień bogatego w H2 może być wykorzystana jako paliwo lub przekazana do innego procesu (nie pokazano).
Jak pokazano na fig. 9, do procesu można opcjonalnie włączyć reaktor 256 do syntezy monomeru octanu winylu (VAM). Część kwasu octowego z przewodu 236 można podać przez przewód 250 do reaktora 256 do syntezy VAM, gdzie reaguje on z etylenem 252 dostarczanym przez przewód 254 i przynajmniej częścią tlenu 213 z zespołu do rozdzielania 211. Strumień ciekłego produktu 258 można poddać obróbce w zwykłym zespole 260 do destylacji VAM i uzyskać czysty (określenie handlowe) produkt, odbierany przez przewód 262. Dwutlenek węgla, powstający jako produkt uboczny w syntezie VAM, można wydzielać z gazów po reaktorze, stosując zwykły układ do usuwania CO2 (niepokazany), i zawracać do reaktora POX 212 przez przewód 264.
Jak pokazano na fig. 10, dla optymalnego wykorzystania strumienia gazu syntezowego, do istniejących reaktorów do syntezy kwasu octowego 232 i amoniaku 244, można dodać reaktor do syntezy octanu winylu 256. Reaktor 256 może być zasilany częścią wytworzonego kwasu octowego 236 przez przewód 250, etylenem 252 przez przewód 254, oraz tlenem z zespołu do rozdzielania 211 przez przewód 213. Surowy monomer octanu winylu opuszcza reaktor 256 do syntezy VAM przez
PL 211 115 B1 przewód 258 i jest podawany do zespołu destylacyjnego 260, co pozwala uzyskać strumień produktu 262.
Dwutlenek węgla, powstający jako produkt uboczny w syntezie VAM, można wydzielać z gazów po reaktorze, stosując zwykły układ do usuwania CO2 (niepokazany), i zawracać do reaktora POX 212 przez przewód 264.
Instalacje pomocnicze (niepokazane), do których należą zwykle instalacje do wytwarzania pary wodnej, wody chłodzącej, sprężonego powietrza, itp., pochodzące z wcześniej istniejącej wytwórni metanolu, można wykorzystać w sprzężonych procesach, jak synteza kwasu octowego i amoniaku. Parę wodną wytwarzaną dzięki odzyskowi ciepła z reaktora do syntezy kwasu octowego 132 i/lub innej sprzężonej instalacji, można użyć do napędu lub zasilania parą pomp wodnych (nie pokazane), sprężarki zespołu do rozdzielania powietrza HI, reaktora POX 112, zespołu 120 do usuwania CO2, oraz innych urządzeń.
Jako reaktory do częściowego utleniania można stosować generatory gazowe bez wypełnienia, ze swobodnym przepływem i bez katalizatora, do których wprowadza się wstępnie podgrzany węglowodór i tlen. Opcjonalnie można również dodawać moderator temperatury. Produkt z reaktora jest następnie chłodzony, oraz opcjonalnie oczyszczany z sadzy i innych stałych cząstek, po czym poddawany dalszej obróbce lub rozdzielany do innych ciągów produkcyjnych. Jeżeli potrzebnym produktem końcowym jest gazowy wodór, używany na przykład do syntezy amoniaku, można stosować wysoko- i niskotemperaturowe konwertory do reakcji konwersji CO z parą wodną, co prowadzi do otrzymywania wodoru i CO2. Jeżeli pożądanym produktem końcowym jest tlenek węgla, używany na przykład do syntezy kwasu octowego, CO2 usuwa się i zawraca do reaktora, aby zwiększyć produkcję CO, ewentualnie stosuje się reaktory do odwrotnej konwersji, aby przetworzyć CO2 i H2 na CO i H2O.
Jeżeli używa się reaktorów do częściowego utleniania, pochodzących z uprzednio istniejącej wytwórni metanolu, to palnik należy doregulować do pracy z metanolem. W reaktorze do częściowego utleniania można utrzymywać temperaturę od 1100 do 1200°C (2000 - 3600°F), korzystnie od 1300 do 1500°C (2400 - 2700°F). Ciśnienie utrzymywane w reaktorze powinno wynosić od 2 do 6 MPa, korzystnie około 4 MPa.
Wytwarzanie gazu syntezowego z ciekłych i stałych surowców węglowych prowadzi często do powstawania wielu niepożądanych zanieczyszczeń, jak CO2, SO2, COS, CH4, Ar, N2, H2O i NH3. Jeżeli do wytwarzania gazu syntezowego stosuje się gaz ziemny, przed wprowadzeniem surowca do reaktora oczyszcza się go z siarki w instalacji do odsiarczania/nasycania z katalizatorem, na przykład niklowo/molibdenowym. Ponieważ gaz ziemny używany do syntezy metanolu jest uprzednio odsiarczony, a produkt metanolowy oczyszczony przez destylację lub inny konwencjonalny sposób oczyszczania, to w gazie syntezowym nie ma wielu niepożądanych zanieczyszczeń zwykle obecnych przy prowadzeniu syntezy z wykorzystaniem gazu ziemnego.
Produkt po częściowym utlenieniu charakteryzuje się stosunkiem molowym H2 - CO2 do CO + CO2 (określanym w niniejszym opisie jako „stosunek R”), który można zoptymalizować dla produkcji CO. Ogólnie biorąc, dla wytwarzania metanolu, pożądany jest stosunek R około 2. Dla uzyskania gazu syntezowego o wysokiej zawartości CO, stosunek H2 do CO może wynosić od 1.5 do 3, korzystnie od 1.5 do 2.
Dla kontroli warunków reakcji, do strefy reakcyjnej można wprowadzać odpowiednie moderatory temperatury, jak H2O, CO2 i N2 z instalacji do rozdzielania powietrza, gazy spalinowe, ostudzony i zawracany produkt gazowy, oraz ich mieszaniny. Konieczność użycia moderatora wynika ze stosunku węgiel : wodór w surowcu węglowodorowym oraz obecności tlenu. Korzystnie, moderator temperatury może zawierać część CO2 ostudzonego i wydzielonego z produktu po reaktorze, po czym zawróconego do strumienia wejściowego reaktora. Jeżeli jako moderator temperatury stosuje się parę wodną, to regulowanie jej przepływu może ograniczyć lub zapobiec powstawaniu sadzy w reaktorze.
W instalacji do usuwania CO2 dokonuje się rozdzielenia strumienia produktu na strumień bogaty w CO2 i zubożony w CO2, stosując konwencjonalne urządzenia i techniki wydzielania CO2, jak na przykład absorpcję - desorpcję z użyciem rozpuszczalnika, jak woda i metanol, wodne roztwory alkanoloamin, jak etanoloamina, dietanoloamina, metylodietanoloamina, itp., wodne roztwory węglanów alkalicznych, jak węglan sodu I węglan potasu, itp. Takie procesy absorpcji - desorpcji są dostępne na rynku pod nazwami handlowymi Girbotol, Sulfinol, Rectisol, Purisol, Fluor, BASF (aMDEA), itp.
Strumień zubożony w CO2 zawiera przede wszystkim CO oraz wodór, i może być rozdzielony w zespole do rozdzielania CO na strumień bogaty w CO i strumień bogaty w wodór. W zespole do rozdzielania można wykorzystywać wszelkie znane urządzenia oraz technologie rozdzielania mieszanin CO i wodoru na stosunkowo czyste składniki, jak na przykład membrany półprzepuszczalne, frakcjonowanie
PL 211 115 B1 kriogeniczne, itp. Korzystnie stosuje się kriogeniczną destylację frakcyjną, w której wykorzystuje się zwykłą częściową kondensację bez kolumn, opcjonalnie z instalacją do absorpcji przy zmiennym ciśnieniu (PSA) i sprężarką do zawracania wodoru, lub płuczką metanową. Częściową kondensację z kolumnami typowo stosuje się do otrzymywania CO i wodoru o czystości wystarczają cej do produkcji kwasu octowego i amoniaku, przy minimalnych kosztach inwestycyjnych i operacyjnych. Jeżeli potrzeba zwiększyć czystość wodoru i produkcję CO, można dodać instalację PSA i sprężarkę wodoru. Strumień CO do produkcji kwasu octowego korzystnie zawiera mniej niż 1000 ppm wodoru i mniej niż 2% molowo azotu i metanu. Strumień wodoru do produkcji amoniaku, podawany do płuczki azotowej (niepokazana), korzystnie zawiera przynajmniej 80 % molowo wodoru, a bardziej korzystnie przynajmniej 95% molowo wodoru.
P r z y k ł a d 1
Metanol jako surowiec jest podawany do reaktora do częściowego utleniania w celu uzyskania wodoru i tlenku węgla. Strumień metanolu doprowadza się z prędkością 1438 kmol/godz, i łączy się go z 719 kmol/godz tlenu oraz 884 kmol/godz pary wodnej. W reaktorze wytwarzany jest gaz syntezowy, przy czym utrzymuje się temperaturę około 1300°C (2372°F) oraz ciśnienie 4 MPa. Dwutlenek węgla usuwa się ze strumienia gazu syntezowego, uzyskując strumień bogaty w dwutlenek węgla oraz strumień zawierający tlenek węgla i wodór, a zubożony w dwutlenek węgla,. Strumień bogaty w dwutlenek węgla może być odprowadzony lub zmagazynowany. Strumień zubożony w dwutlenek węgla można doprowadzić do chłodnicy, gdzie zachodzi rozdzielanie tlenku węgla i wodoru, przy czym uzyskuje się 1045 kmol/godz tlenku węgla i 1812 kmol/godz wodoru.
P r z y k ł a d 2
Metanol jako surowiec jest podawany do reaktora do częściowego utleniania w celu uzyskania wodoru i tlenku węgla. Strumień metanolu doprowadza się z prędkością 1438 kmol/godz, i łączy się go z 719 kmol/godz tlenu, 350 kmol/godz pary wodnej oraz 296 kmol/godz dwutlenku węgla, zawracanego z produktu po reaktorze. W reaktorze wytwarzany jest gaz syntezowy, przy czym utrzymuje się temperaturę około 1400°C (2552°F) oraz ciśnienie 4 MPa. Dwutlenek węgla usuwa się ze strumienia gazu syntezowego w znany sposób, uzyskując strumień bogaty w dwutlenek węgla oraz strumień zawierający tlenek węgla i wodór, a zubożony w dwutlenek węgla. Strumień bogaty w dwutlenek węgla jest zawracany do reaktora do częściowego utleniania z prędkością 296 kmol/godz. Strumień zubożony w dwutlenek węgla jest doprowadzany do chłodnicy, gdzie jest rozdzielany na składniki, przy czym uzyskuje się 1045 kmol/godz tlenku węgla i 1812 kmol/godz wodoru.
P r z y k ł a d 3
Wytwarzanie kwasu octowego w zakładzie pracującym w warunkach podanych w przykładzie 1
W reaktorze do syntezy kwasu octowego stechiometryczną ilość metanolu (1045 kmol/godz) dodaje się do strumienia bogatego w tlenek węgla (1045 kmol/godz) i uzyskuje się około 1045 kmol//godz kwasu octowego.
P r z y k ł a d 4
Wytwarzanie kwasu octowego w zakładzie pracującym w warunkach podanych w przykładzie 2
W reaktorze do syntezy kwasu octowego stechiometryczną ilość metanolu (1134 kmol/godz) dodaje się do strumienia bogatego w tlenek węgla (1134 kmol/godz) i uzyskuje się około 1134 kmol//godz kwasu octowego.
Wynalazek opisano powyżej na podstawie określonych przykładów i rozwiązań. Zamieszczony opis służy tylko zobrazowaniu wynalazku, a nie wyznacza jego granic, które należy określać na podstawie zakresu i ducha dołączonych zastrzeżeń. Na podstawie opisu i przykładów eksperci w tej dziedzinie potrafią znaleźć wiele oczywistych modyfikacji. Zakres załączonych zastrzeżeń obejmuje wszystkie takie odmiany.

Claims (14)

  1. Zastrzeżenia patentowe
    1. Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla otrzymywanego przez częściowe utlenianie metanolu, obejmujący wytwarzanie gazu do syntezy przez reformowanie części wejściowego strumienia gazowego metanolu pod działaniem tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, rozdzielenie strumienia gazu do syntezy na strumień bogaty w dwutlenek węgla i strumień mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla, rozdzielenie strumienia tej mieszaniny na strumień bogaty w wodór i strumień bogaty w tlenek węgla, oraz przereagowanie strumienia bogatego w tlenek
    PL 211 115 B1 węgla z resztą wejściowego strumienia metanolu w zespole do syntezy kwasu octowego, znamienny tym, że reformowanie gazu wejściowego polega na reakcji metanolu i tlenu, przy opcjonalnym udziale moderatora temperatury, przy czym reakcja ta odbywa się w reaktorze do częściowego utleniania o swobodnym przepływie, stanowiącym korzystnie generator gazowy bez wypełnienia i katalizatora, zaś temperatura wynosi od 1100 do 2000°C, korzystnie od 1300 do 1500°C, a ciśnienie od 2 do 6 MPa.
  2. 2. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że do reaktora do częściowego utleniania doprowadza się strumień metanolu po uprzednim odparowaniu.
  3. 3. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że jako moderator temperatury stosuje się materiał wybrany z grupy, do której należą: para wodna, dwutlenek węgla, azot, gazy spalinowe, oraz ich mieszaniny.
  4. 4. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że jako moderator temperatury stosuje się strumień bogaty w dwutlenek węgla, zawracany po rozdzieleniu gazu do syntezy.
  5. 5. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że ponadto azot uzyskiwany z rozdzielania powietrza i strumień bogaty w wodór wprowadza się do oddzielnego reaktora, w którym przeprowadzana jest w znany sposób synteza amoniaku.
  6. 6. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że ponadto część kwasu octowego oraz tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, wprowadza się do oddzielnego reaktora, gdzie dostarcza się strumień etylenu, i mieszaninę poddaje się znanej reakcji syntezy monomeru octanu winylu.
  7. 7. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że ponadto azot uzyskiwany z rozdzielania powietrza i strumień bogaty w wodór wprowadza się do oddzielnego reaktora, w którym przeprowadzana jest w znany sposób synteza amoniaku; zaś część kwasu octowego oraz tlenu otrzymywanego z rozdzielania powietrza, wprowadza się do oddzielnego reaktora, gdzie dostarcza się strumień etylenu, i mieszaninę poddaje się znanej reakcji syntezy monomeru octanu winylu.
  8. 8. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że tlen dostarczany do reaktora do częściowego utleniania metanolu i do reaktora do syntezy monomeru octanu winylu otrzymuje się z pojedynczej instalacji do rozdzielania powietrza.
  9. 9. Sposób według zastrz. 5 albo 6 albo 7, znamienny tym, że zawraca się dwutlenek węgla, wydzielony z gazu do syntezy, oraz powstający w czasie syntezy monomeru octanu winylu, do reaktora do częściowego utleniania.
  10. 10. Zespół urządzeń do wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla otrzymywanego przez częściowe utlenianie metanolu, znamienny tym, że składa się z zespołu do rozdzielania powietrza (111), z instalacji (110) do zasilania reaktora do częściowego utleniania metanolu gazem wejściowym, z reaktora do częściowego utleniania metanolu (112), z zespołu (120) do rozdzielania gazu do syntezy po reaktorze na strumień bogaty w dwutlenek węgla oraz strumień mieszaniny wodoru i tlenku węgla, z zespołu (126) do rozdzielania mieszaniny wodoru i tlenku węgla na strumień bogaty w wodór i strumień bogaty w tlenek węgla, z instalacji do zasilania zespołu syntezy kwasu octowego strumieniem bogatym w tlenek węgla (128) i częścią strumienia wejściowego metanolu (134), oraz z reaktora do syntezy kwasu octowego (132).
  11. 11. Zespół urządzeń według zastrz. 10, znamienny tym, że zawiera ponadto instalacje (130) do zasilania reaktora do syntezy amoniaku przynajmniej częścią strumienia bogatego w wodór z zespołu (126) do rozdzielania mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla oraz strumieniem azotu (142) z zespołu do rozdzielania powietrza (111), i reaktor do syntezy amoniaku (144).
  12. 12. Zespół urządzeń według zastrz. 10, znamienny tym, że zawiera ponadto instalacje do zasilania zespołu syntezy monomeru octanu winylu przynajmniej częścią tlenu (113) z zespołu do rozdzielania powietrza (111), etylenem (154) i częścią strumienia wyjściowego kwasu octowego (150), reaktor do syntezy monomeru octanu winylu (156) oraz zespół do destylacji monomeru octanu winylu (160).
  13. 13. Zespół urządzeń według zastrz. 10, znamienny tym, że zawiera ponadto instalacje (130) do zasilania reaktora do syntezy amoniaku przynajmniej częścią strumienia bogatego w wodór z zespołu do rozdzielania mieszaniny zawierającej wodór i tlenek węgla oraz strumieniem azotu (142) z zespołu do rozdzielania powietrza (111), i reaktor do syntezy amoniaku (144); a także instalacje do zasilania zespołu syntezy monomeru octanu winylu przynajmniej częścią tlenu (113) z zespołu do rozdzielania powietrza, etylenem (154) i częścią strumienia wyjściowego kwasu octowego (150), reaktor do syntezy monomeru octanu winylu (156) oraz zespół do destylacji monomeru octanu winylu (160).
  14. 14. Zespół według zastrz. 10 albo 11 albo 12 albo 13, znamienny tym, że zawiera dodatkowo instalacje do zawracania dwutlenku węgla, wydzielonego z gazu do syntezy (222) oraz powstającego w czasie syntezy monomeru octanu winylu (264), do reaktora do częściowego utleniania (212).
PL381266A 2004-07-09 2005-06-23 Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu PL211115B1 (pl)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US58654704P 2004-07-09 2004-07-09

Publications (2)

Publication Number Publication Date
PL381266A1 PL381266A1 (pl) 2007-05-14
PL211115B1 true PL211115B1 (pl) 2012-04-30

Family

ID=35395837

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PL381266A PL211115B1 (pl) 2004-07-09 2005-06-23 Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu

Country Status (17)

Country Link
US (2) US7498016B2 (pl)
EP (1) EP1776315A2 (pl)
JP (1) JP4914351B2 (pl)
CN (1) CN1942394B (pl)
AU (1) AU2005262160B2 (pl)
BR (1) BRPI0512157A (pl)
CA (1) CA2563220A1 (pl)
MX (1) MXPA06011400A (pl)
MY (1) MY146697A (pl)
NO (1) NO20070185L (pl)
NZ (1) NZ549991A (pl)
PL (1) PL211115B1 (pl)
RS (1) RS20060554A (pl)
RU (1) RU2393108C2 (pl)
UA (1) UA86079C2 (pl)
WO (1) WO2006005269A2 (pl)
ZA (1) ZA200610629B (pl)

Families Citing this family (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
PL2021043T3 (pl) 2006-05-26 2011-06-30 Baxter Int Wstrzykiwalny wypełniacz pustych przestrzeni w kościach
EP2029184B1 (en) 2006-05-26 2011-02-23 Baxter International Inc. Injectable fibrin composition for bone augmentation
MY150844A (en) * 2008-12-19 2014-02-28 Daicel Chem Process for producing acetic acid and ammonia
CN102482183B (zh) * 2009-08-20 2015-07-01 沙特基础工业公司 甲醇和氨联产方法
GB201014304D0 (en) 2010-08-27 2010-10-13 Akay Galip Intensified integrated biomass-to-energy carrier conversion process
EP2592047A1 (en) * 2011-11-14 2013-05-15 L'Air Liquide Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude Thermally integrated process and apparatus for purification and separation of components of a synthesis gas
MX363829B (es) 2013-03-15 2019-04-03 Celanese Int Corp Proceso para separar gas de producto usando proceso de carbonilación.
EP3031956B1 (en) * 2014-12-10 2017-07-26 Haldor Topsoe As Process for the preparation of extremely high purity carbon monoxide
US10281203B2 (en) * 2016-08-05 2019-05-07 L'air Liquide Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Method for liquefaction of industrial gas by integration of methanol plant and air separation unit
US10288346B2 (en) * 2016-08-05 2019-05-14 L'air Liquide Societe Anonyme Pour L'etude Et L'exploitation Des Procedes Georges Claude Method for liquefaction of industrial gas by integration of methanol plant and air separation unit
DE102022001997A1 (de) 2022-06-09 2023-12-14 Olaf Kühl Herstellung von Syngas aus Methanol hergestellt aus Syngas und/oder CO2

Family Cites Families (50)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US1961736A (en) 1929-07-18 1934-06-05 Tennessee Products Corp Process of forming acetic acid from methanol and carbon monoxide
US2896927A (en) 1956-09-26 1959-07-28 Texaco Inc Gas and liquid contacting apparatus
US3552924A (en) * 1966-08-15 1971-01-05 Phillips Petroleum Co Hydrogen manufacture
US3769329A (en) 1970-03-12 1973-10-30 Monsanto Co Production of carboxylic acids and esters
US3920717A (en) 1973-03-26 1975-11-18 Texaco Development Corp Production of methanol
US3929429A (en) 1974-09-26 1975-12-30 Texaco Inc Fuel gas from solid carbonaceous fuels
US4006099A (en) 1975-06-16 1977-02-01 Texaco Inc. Manufacture of gaseous mixtures comprising hydrogen and carbon monoxide
US4110359A (en) * 1976-12-10 1978-08-29 Texaco Development Corporation Production of cleaned and purified synthesis gas and carbon monoxide
US4081253A (en) 1976-12-10 1978-03-28 Texaco Development Corporation Production of purified synthesis gas and carbon monoxide
GB1577069A (en) 1977-07-27 1980-10-15 British Petroleum Co Process for the production of synthesis gas by the catalysed decomposition of methanol
DE2918405A1 (de) 1979-05-08 1980-11-20 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur erzeugung von kohlenmonoxid und wasserstoff aus methanol
NL8102840A (nl) * 1981-06-12 1983-01-03 Stamicarbon Werkwijze voor de bereiding van methanol.
US4522894A (en) * 1982-09-30 1985-06-11 Engelhard Corporation Fuel cell electric power production
AU4695985A (en) 1984-09-04 1986-03-13 Mitsubishi Jukogyo Kabushiki Kaisha Process for reforming methanol
JPH0761843B2 (ja) * 1985-08-13 1995-07-05 三菱重工業株式会社 メタノ−ル分解装置の圧力スイング式ガス分離器
CA1263671A (en) 1986-02-10 1989-12-05 David Leon Banquy Process for the production of synthesis gas
US5155261A (en) 1987-02-05 1992-10-13 Reilly Industries, Inc. Process for acetic acid preparation and heterogenous catalyst for same
DE4130718A1 (de) 1991-09-14 1993-03-18 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur erzeugung eins synthesegases fuer die methanolsynthese
JP3337718B2 (ja) * 1992-08-21 2002-10-21 三井化学株式会社 メタノールの部分酸化物の製造方法
US5672743A (en) 1993-09-10 1997-09-30 Bp Chemicals Limited Process for the production of acetic acid
JPH07126201A (ja) 1993-10-27 1995-05-16 Mitsubishi Gas Chem Co Inc メタノール製造方法
FR2725443B1 (fr) 1994-10-05 1996-12-20 Rhone Poulenc Chimie Preparation d'acides carboxyliques ou des esters correspondants par carbonylation en presence d'iridium
US5472986A (en) * 1994-11-08 1995-12-05 Starchem, Inc. Methanol production process using a high nitrogen content synthesis gas with a hydrogen recycle
US5817869A (en) 1995-10-03 1998-10-06 Quantum Chemical Corporation Use of pentavalent Group VA oxides in acetic acid processing
DK40796A (da) 1996-04-10 1997-10-11 Haldor Topsoe As Fremgangsmåde til fremstilling af eddikesyre
US6171574B1 (en) 1996-09-24 2001-01-09 Walter Juda Associates, Inc. Method of linking membrane purification of hydrogen to its generation by steam reforming of a methanol-like fuel
GB9626428D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626429D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
GB9626317D0 (en) 1996-12-19 1997-02-05 Bp Chem Int Ltd Process
JP4226684B2 (ja) * 1997-04-11 2009-02-18 千代田化工建設株式会社 部分酸化法による合成ガスの製造方法
DE19746251C2 (de) * 1997-10-20 1999-09-09 Dbb Fuel Cell Engines Gmbh Anlage zur Wasserdampfreformierung eines Kohlenwasserstoffs und Betriebsverfahren hierfür
US6168765B1 (en) * 1998-09-08 2001-01-02 Uop Llc Process and apparatus for interbed injection in plate reactor arrangement
DK173897B1 (da) 1998-09-25 2002-02-04 Topsoe Haldor As Fremgangsmåde til autotermisk reforming af et carbonhydridfødemateriale indeholdende højere carbonhydrider
DE59900542D1 (de) * 1999-05-22 2002-01-24 Omg Ag & Co Kg Verwendung eines Katalysators für die Dampfreformierung von Methanol
US6211254B1 (en) * 1999-06-07 2001-04-03 John P. Whitney Process for recycling heterogeneous waste
US6232352B1 (en) * 1999-11-01 2001-05-15 Acetex Limited Methanol plant retrofit for acetic acid manufacture
US6274096B1 (en) * 1999-11-01 2001-08-14 Acetex (Cyprus) Limited Methanol plant retrofit
JP4830197B2 (ja) 2000-09-13 2011-12-07 トヨタ自動車株式会社 燃料改質装置
US6531630B2 (en) * 2000-12-29 2003-03-11 Kenneth Ebenes Vidalin Bimodal acetic acid manufacture
US6599491B2 (en) * 2001-01-22 2003-07-29 Kenneth Ebenes Vidalin Bimodal hydrogen manufacture
US6682838B2 (en) * 2001-04-18 2004-01-27 Texaco Inc. Integrated fuel processor, fuel cell stack, and tail gas oxidizer with carbon dioxide removal
DE10136769A1 (de) 2001-07-27 2003-02-13 Bosch Gmbh Robert Reformereinheit zur Erzeugung eines Reformats
DE10214003B4 (de) 2002-03-27 2005-12-22 Lurgi Ag Verfahren zur Erzeugung von Kohlenmonoxid und Methanol
US6723756B2 (en) * 2002-04-29 2004-04-20 Chevron U.S.A. Inc. Aqueous separation of syngas components
WO2003097523A2 (en) * 2002-05-20 2003-11-27 Acetex (Cyprus) Limited Integrated process for making acetic acid and methanol
JP4329116B2 (ja) * 2002-12-02 2009-09-09 トヨタ自動車株式会社 燃料改質装置及び燃料電池システム
JP2004196611A (ja) * 2002-12-19 2004-07-15 Toyota Motor Corp 燃料改質装置及び燃料電池システム
JP2004339007A (ja) * 2003-05-16 2004-12-02 Toyota Motor Corp 燃料改質システム
JP2005200266A (ja) * 2004-01-15 2005-07-28 Casio Comput Co Ltd 改質方法、改質器、発電装置及び燃料容器
AU2004314237B2 (en) * 2004-01-22 2011-03-10 Acetex (Cyprus) Limited Integrated process for acetic acid and methanol

Also Published As

Publication number Publication date
BRPI0512157A (pt) 2008-02-12
AU2005262160A1 (en) 2006-01-19
JP2008505047A (ja) 2008-02-21
CA2563220A1 (en) 2006-01-19
US20070225384A1 (en) 2007-09-27
UA86079C2 (ru) 2009-03-25
US7732499B2 (en) 2010-06-08
MY146697A (en) 2012-09-14
RU2393108C2 (ru) 2010-06-27
RU2006139769A (ru) 2008-08-20
NZ549991A (en) 2010-10-29
RS20060554A (en) 2008-09-29
MXPA06011400A (es) 2007-03-15
JP4914351B2 (ja) 2012-04-11
US7498016B2 (en) 2009-03-03
NO20070185L (no) 2007-01-25
AU2005262160B2 (en) 2011-03-03
WO2006005269A2 (en) 2006-01-19
CN1942394A (zh) 2007-04-04
PL381266A1 (pl) 2007-05-14
WO2006005269A3 (en) 2006-07-06
ZA200610629B (en) 2008-10-29
EP1776315A2 (en) 2007-04-25
CN1942394B (zh) 2010-09-29
US20090143492A1 (en) 2009-06-04

Similar Documents

Publication Publication Date Title
PL211115B1 (pl) Sposób wytwarzania kwasu octowego z metanolu i tlenku węgla oraz zespół urządzeń do stosowania tego sposobu
EP2805914B1 (en) A process for co-production of ammonia, urea and methanol
US8299133B2 (en) Process for the conversion of hydrocarbons to oxygenates
US7803329B2 (en) Apparatus and methods for the production of ammonia and fischer-tropsch liquids
US8299132B2 (en) Process for the conversion of hydrocarbons to alcohols
US6599491B2 (en) Bimodal hydrogen manufacture
PL209862B1 (pl) Sposób zintegrowanego wytwarzania metanolu i kwasu octowego
US7067558B2 (en) Process for the production of carbon monoxide and methanol
AU2003232578B2 (en) Integrated process for making acetic acid and methanol
JP2007536347A (ja) メタノール合成用システム及び方法
AU2018308586A1 (en) Method for the preparation of ammonia synthesis gas
US4443560A (en) Adiabatically reforming a reformed gas for producing methanol
US5770630A (en) Manufacture of organic liquids
KR20070030889A (ko) 메탄올 공급원료의 부분 산화에 의한 아세트산 합성을 위한신가스의 제조방법
EP0601886A1 (en) Manufacture of organic liquids
GB2157688A (en) Methanol production process using air
GB2165552A (en) Methanating synthesis gas
SE447987B (sv) Forfaringssett och anordning for integrerad framstellning av metanol och ammoniak
AU2004229006B2 (en) Autothermal reforming process for integrated production of acetic acid and methanol

Legal Events

Date Code Title Description
LAPS Decisions on the lapse of the protection rights

Effective date: 20130623