RU2114811C1 - Способ получения параксилола (его варианты) - Google Patents
Способ получения параксилола (его варианты) Download PDFInfo
- Publication number
- RU2114811C1 RU2114811C1 RU96123813/04A RU96123813A RU2114811C1 RU 2114811 C1 RU2114811 C1 RU 2114811C1 RU 96123813/04 A RU96123813/04 A RU 96123813/04A RU 96123813 A RU96123813 A RU 96123813A RU 2114811 C1 RU2114811 C1 RU 2114811C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- gas
- raw materials
- synthesis gas
- catalyst
- carried out
- Prior art date
Links
Images
Classifications
-
- 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
- Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Изобретение относится к способу получения параксилола и может быть использовано в нефтехимической отрасли промышленности. П-ксилол получают из сырья с температурой кипения до 200oC и контактирование исходного сырья с катализатором цеолитом типа ZSM-5 ведут в газовой фазе при повышенной температуре и избыточном давлении. Процесс превращения органического углеводородного и/или кислородсодержащего сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1, в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл. В качестве исходного сырья используют C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO равном 1 - 3. В качестве исходного сырья используют также спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях. П-ксилол получают также из органического сырья с температурой кипения до 200oC и контактирование исходного сырья с катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, ведут в газовой фазе при повышенной температуре и избыточном давлении, а металлоксидный компонент катализатора содержит три или более оксида металла и имеет общую формулу
aCuO bZnO cAl2O3 dCr2O3 eW2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: а = 0 - 56, b = 24 - 67, c = 0 - 6, d = 0 - 32, e = 0 - 1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20 - 30 и 70 - 80 соответственно, и контактирование сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл. В качестве исходного сырья используют C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO равном 1 - 3. В качестве исходного сырья используют также толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO = 1/(2 - 4). Кроме того, в качестве исходного сырья используют спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях. Способ позволяет повысить выход п-ксилола, а также расширить ассортимент перерабатываемого сырья. 2 с. и 5 з.п. ф-лы, 5 табл.
aCuO bZnO cAl2O3 dCr2O3 eW2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: а = 0 - 56, b = 24 - 67, c = 0 - 6, d = 0 - 32, e = 0 - 1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20 - 30 и 70 - 80 соответственно, и контактирование сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл. В качестве исходного сырья используют C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO равном 1 - 3. В качестве исходного сырья используют также толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO = 1/(2 - 4). Кроме того, в качестве исходного сырья используют спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях. Способ позволяет повысить выход п-ксилола, а также расширить ассортимент перерабатываемого сырья. 2 с. и 5 з.п. ф-лы, 5 табл.
Description
Изобретение относится к органической химии, а именно к способам получения циклических углеводородов и, в частности, к способу получения параксилола путем каталитической конверсии органического сырья. В качестве органического сырья можно применять C2-C7 олефины (в частности, этилен, пропилен, гексен-1, гептен-1), смеси толуола и синтез-газа, смеси C2-C7 олефинов и синтез-газа, кислородсодержащие соединения различных классов - спирты, альдегиды, кетоны, простые эфиры и их смеси с температурой кипения до 200oC.
Известны способы получения смесей ксилолов из различного органического сырья в присутствии катализаторов на основе кристаллических алюмосиликатов [1, 2].
Смеси толуола и синтез-газа превращают в ксилолы на катализаторе, состоящем из цеолита КХ (или К-13Х) и хромита цинка (Zn 0311 или Zn 0312). Температура процесса составляет 250-650oC, давление от атмосферного до 1050 атм [1] . Недостатками этого способа являются низкие селективность и выход параксилола (сокр. п-ксилола).
П-ксилол получают из сырья, содержащего олефины C2-C10, а именно этилен, пропилен, гексен-1, в паровой фазе при температуре 300-700oC, давлении 1-110 атм и массовой скорости подачи сырья 1-1000 ч-1 [2]. Для превращения олефинсодержащего сырья используют композицию, содержащую 1-99% (лучше 5-80%) кристаллического алюмосиликата (размер пор > 5 А, соотношение SiO2/Al2O3 > 12), > 0,5% (лучше 0,7-25%) Mg (в виде MgO) и связующее (например, Al2O3). Процесс получения п-ксилола ведут периодически или непрерывно в проточном микрореакторе с неподвижным или кипящим слоем катализатора. Используемые катализаторы позволяют получать смесь ксилолов с высоким содержанием п-ксилола. Основным недостатком данного способа является относительно низкий выход п-ксилола при высокой селективности катализатора.
Наиболее близким к предлагаемому является способ получения п-ксилола путем конверсии низких спиртов C1-C4, в частности метанола, или их простых эфиров, в частности диметилового эфира, при температуре 250-700oC, давлении 1,2-31 атм и объемной скорости подачи жидкости 0,1-20 ч-1 на цеолитном катализаторе (ZSM-5, ZSM-11, лучше в H-форме), содержащем оксиды бора, магния, фосфора или их смесь. В результате реакции получают смесь легких олефинов (C2-C3) и моноциклических ароматических углеводородов с повышенным содержанием (более 98%) п-ксилола в смеси ксилолов [3].
Недостатками этого способа являются низкая конверсия спиртов и малый выход п-ксилола при его высоком содержании в смеси ксилолов. Общим недостатком всех перечисленных способов является ограничение по переработке сырья, так как они пригодны только для одного вида сырья.
Задачей изобретения является повышение выхода п-ксилола, а также расширение ассортимента перерабатываемого сырья без введения в цеолитный компонент катализатора специальных модифицирующих добавок.
Поставленная задача решается двумя вариантами способа.
По первому варианту п-ксилол получают из сырья с температурой кипения до 200oC и контактирование исходного сырья с катализатором цеолитом типа ZSM-5 ведут в газовой фазе при повышенной температуре и избыточном давлении, процесс превращения органического углеводородного и/или кислородсодержащего сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9-80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1-10 ч-1, в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
Задача решается также тем, что в качестве исходного сырья используют С2-С7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO равном 1-3.
Задача решается также тем, что в качестве исходного сырья используют спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях.
Вторым вариантом способа является то, что п-ксилол получают из органического сырья с температурой кипения до 200oC и контактирование исходного сырья с катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, ведут в газовой фазе при повышенной температуре и избыточном давлении, а металлоксидный компонент катализатора содержит три или более оксида металла и имеет общую формулу
aCuO b ZnO c Al2O3 d Cr2O3 e W2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0-56, b = 24-67, c = 0-6, d = 0-32, e = 0-1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20-30 и 70-80 соответственно, и контактирование сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300-400oC, давлении 9-80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1-10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
aCuO b ZnO c Al2O3 d Cr2O3 e W2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0-56, b = 24-67, c = 0-6, d = 0-32, e = 0-1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20-30 и 70-80 соответственно, и контактирование сырья проводят в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300-400oC, давлении 9-80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1-10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
Задача решается также тем, что в качестве исходного сырья используют C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO равном 1-3.
Задача решается также тем, что в качестве исходного сырья используют толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO=1/(2-4).
Задача решается также тем, что в качестве исходного сырья используют спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях.
Отличительными признаками изобретения являются:
1) проведение процесса в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением жидких продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл;
2) в качестве катализатора применяют
- цеолит типа HZSM-5,
- цеолит HZSM-5 и металлоксидный компонент, содержащий три или более оксида металла, имеющий общую формулу
a CuO b ZnO c Al2O3 d Cr2O3 e W2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0-56, b = 24-67, c = 0-6, d = 0-32, e = 0-1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю;
3) массовое соотношение цеолит и металлоксидного компонента равно 20-30 и 70-80 соответственно;
4) используют в качестве сырья C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO = 1-3;
5) используют в качестве сырья спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях;
6) используют в качестве сырья толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO = 1/(2-4);
7) режимы проведения реакции - температура процесса 300-400oC, давление 9-80 атм, массовая скорость подачи сырья 1-10 ч-1.
1) проведение процесса в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением жидких продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл;
2) в качестве катализатора применяют
- цеолит типа HZSM-5,
- цеолит HZSM-5 и металлоксидный компонент, содержащий три или более оксида металла, имеющий общую формулу
a CuO b ZnO c Al2O3 d Cr2O3 e W2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0-56, b = 24-67, c = 0-6, d = 0-32, e = 0-1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю;
3) массовое соотношение цеолит и металлоксидного компонента равно 20-30 и 70-80 соответственно;
4) используют в качестве сырья C2-C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном отношении олефин/CO = 1-3;
5) используют в качестве сырья спирты C1-C8 или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях;
6) используют в качестве сырья толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO = 1/(2-4);
7) режимы проведения реакции - температура процесса 300-400oC, давление 9-80 атм, массовая скорость подачи сырья 1-10 ч-1.
Объединение технических решений связано с тем, что они решают одну задачу - повышают выход п-ксилола и расширяют ассортимент перерабатываемого сырья, и не могут быть объединены одним обобщающим признаком.
Применение в качестве цеолитного компонента высококремнеземистого цеолита типа ZSM-5, имеющего канальную структуру кристаллов, способствует образованию в каналах цеолита параизомера ксилолов; малое время контакта п-ксилола с внешней поверхностью кристаллов цеолита за счет циркуляции потока препятствует протеканию реакций изомеризации п-ксилола в мета- и ортоизомеры. Применение HZSM-5 в сочетании также и с другими условиями способа позволяет расширить ассортимент перерабатываемого сырья.
В другом случае (варианте) используют катализатор, состоящий из цеолита HZSM-5 и металлоксидного компонента, что также позволяет расширить ассортимент перерабатываемого сырья за счет вовлечения в процесс образования п-ксилола газовых смесей, содержащих CO, CO2 и H2. Оксиды Zn, Cu и Cr катализируют реакции восстановления оксидов углерода до метанола, который на цеолитном компоненте катализатора алкилирует ароматическое кольцо толуола, введенного в зону катализа с исходным сырьем или образовавшегося в процессе превращений углеводородного или кислородсодержащего сырья, с образованием ксилолов. При этом заявляемое соотношение цеолита и металлоксидного компонента является оптимальным, позволяющим увеличить активность, селективность и стабильность работы катализатора.
Подача олефинов C2-C7 в среде водородсодержащего газа, используемого в качестве разбавителя, дает возможность снизить концентрацию олефинов в зоне катализа и тем самым уменьшить вероятность протекания реакций олигомеризации олефинов, приводящих к коксованию катализатора. Кроме того, водород способствует удалению предшественников кокса с поверхности катализатора. Примеси в водороде являются инертными для протекания всех химических реакций и не влияют на выход п-ксилола. Использование олефинов C2-C7 в присутствии синтез-газа при оптимальном отношении олефин/CO позволяет увеличить выход п-ксилола за счет вовлечения продуктов превращения синтез-газа в процессе образования ароматических колец с дальнейшим их алкилированием синтез-газом до п-ксилола. Процесс конверсии спиртов и других кислородсодержащих соединений (например, эфиров и т.д.) на цеолитах или цеолитсодержащих катализаторах протекает через стадию промежуточного образования олефинов и, поэтому, имеет аналогичные закономерности. Альдегиды и кетоны в присутствии водорода или синтез-газа на оксидах Zn, Cu и Cr превращаются в спирты и, далее, на цеолитном компоненте в олефины. Экспериментально установлено, что превращение толуола в присутствии синтез-газа при подобранных режимах и соотношениях также приводит к высоким выходам п-ксилола. Заявляемые мольные соотношения исходного сырья и CO являются оптимальными и определены экспериментальным путем.
Выбор условий проведения процесса получения п-ксилола из различного органического сырья обусловлен следующими факторами. Нижний предел температуры - 300oC является пределом минимальной каталитической активности используемых катализаторов в превращении сырья, верхняя граница температуры (400oC) связана с ухудшением селективности процесса по п-ксилолу. Повышенное давление необходимо для более глубокого превращения органического сырья и повышения стабильности действия катализатора. Весовая скорость подачи сырья определяется активностью используемого катализатора и подбиралась экспериментально.
Особое значение для повышения селективности катализатора по п-ксилолу имеет применение циркуляции газового потока через реактор с удалением образовавшихся жидких продуктов из циркуляционного контура. Эффект воздействия принудительной циркуляции с охлаждением продуктов после реактора на протекание реакций заключается в том, что при каждом рецикле газового потока через реактор создается малое время контакта исходного сырья с катализатором, что способствует образованию первичных продуктов (п-ксилола) и исключает протекание вторичных превращений образовавшегося п-ксилола по реакциям изомеризации, алкилирования и коксообразования. Охлаждение газового потока после реактора и отделение образовавшихся жидких продуктов в сепараторе препятствует дальнейшем контакту образовавшегося п-ксилола с катализатором. В итоге, применение метода циркуляции с отделением образовавшихся жидких продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл позволяет увеличить селективность катализатора по первичным продуктам (в данном случае п-ксилолу), а также повысить степень превращения исходного сырья.
Промышленная применимость предлагаемого способа иллюстрируется примерами 2-17, пример 1 - прототип; при этом все использованные в изобретении катализаторы приготовлены по известным методикам.
Пример 1 - прототип. Метанол контактирует с катализатором HZSM-5, содержащим 4% B и 1% P в виде окисей, при температуре 400oC и объемной скорости подачи 3,1 ч-1 (по жидкости). Основные показатели процесса представлены в табл. 1.
Пример 2. Жидкая фракция побочных кислородсодержащих продуктов производства 2-этилгексанола, выкипающая до 200oC и имеющая состав, мас.%: н-бутанол - 50, 2-этилгексанол - 20, 2-этилбутираль - 10, 2-этилгексаналь - 10, кротоновый альдегид - 2, 2-этилгексеналь - 8, контактирует в присутствии водорода с катализатором N2 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях при 360oC. Давление в реакторе 20 атм, весовая скорость подачи жидкой фракции 0,5 ч-1. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с жидким сырьем и исходным газом, и полученная смесь направляется в реактор. В качестве исходного газа используют водород с чистотой более 99%. Состав катализатора показан в табл. 2. Основные показатели процесса представлены в табл. 1.
Пример 3. "Сивушное масло" производства метанола, состава, мас.%: метанол - 63, вода - 30, этанол - 4, пропиловые спирты - до 2, бутиловые спирты более 1, контактирует в проточно-циркуляционных условиях с катализатором N 5, распределенным равномерно по двум последовательно расположенным изотермическим реакторам. Давление в обоих реакторах 9 атм, температура в первом реакторе 300oC, во втором реакторе - 400oC. "Сивушное масло" вместе с водородом поступает в первый реактор с весовой скоростью 2,5 ч-1, дегидратируется до смеси легколетучих простых эфиров, которые на выходе из реактора охлаждаются, отделяются вместе с водородом от сконденсировавшейся воды и контактируют с катализатором N 5 во втором реакторе. Выходящий из второго реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с исходным сырьем и свежим водородом (99%-ной чистоты), и полученная смесь направляется в первый реактор. Состав катализатора показан в табл. 2. Основные показатели процесса представлены в табл. 1.
Последующие примеры демонстрируют применение предлагаемого способа к другим типам органического сырья.
Примеры 4, 5. Гексен-1 контактирует в присутствии водорода с катализатором N 1 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с гексеном-1 и исходным газом, и полученная смесь направляется в реактор. В качестве исходного газа используют водород с частотой более 99%. Состав катализатора показан в табл. 2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл. 3.
Примеры 6, 7. Аналогичны примерам 4, 5. В качестве исходного сырья используют гептен-1. Состав катализатора показан в табл. 2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл. 3.
Примеры 8, 9. Аналогичны примерам 6, 7. В качестве исходного газа используют синтез-газ. Молярное отношение гептена-1 к CO на входе в реактор равно 1,0/0,7. Состав катализатора показан в табл. 2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл. 3.
Пример 10. Аналогичен примерам 8, 9. В качестве исходного сырья используют гексен-1. Для конверсии гексена-1 применяют катализатор N 2, а молярное отношение подаваемого гексена-1 к CO равно 2,8. Состав катализатора показан в табл.2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл.3.
Пример 11. Смесь этилена и пропилена в молярном соотношении 4,4/1,0 контактирует в присутствии водородсодержащего газа с катализатором N 2 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с олефинами C2 - C3 и исходным газом, и полученная смесь направляется в реактор. В качестве исходного газа используют водородсодержащий газ состава, мол. %: H2 - 73,7; N2 - 26,3. Состав катализатора показан в табл. 2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл.3.
Примеры 12-14. Пропилен контактирует в присутствии водородсодержащего газа с катализатором N 3 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с пропиленом и исходным газом, и полученная смесь направляется в реактор. В качестве исходного газа используют водородсодержащий газ состава, мол.%: H2 - 94; пропан - 6. Состав катализатора показан в табл.2. Условия проведения и основные показатели процесса представлены в табл.3.
Пример 15. Толуол в присутствии синтез-газа (состав синтез-газа, мол.%: H2 - 66, CO -33, CH4 - 1) при молярном соотношении толуол/CO/H2 = 1,0/0,4/8,0 контактирует с катализатором N2 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях. Давление в реакторе 80 атм, температура - 400oC, массовая скорость подачи толуола 2,2 ч-1, объемная скорость подачи исходного синтез-газа 6500 ч-1. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с толуолом и синтез-газом, и полученная смесь направляется в реактор. Состав катализатора показан в табл.2. Основные показатели процесса представлены в табл. 4.
Пример 16. Толуол в присутствии синтез-газа (состав синтез-газа, мол.%: H2 - 63,6; CO - 34,9; CH4 - 1,5) при молярном соотношении толуол/CO/H2 = 1,0/2,3/4,4 контактирует с катализатором N 2 в изотермическом реакторе в проточно-циркуляционных условиях. Давление в реакторе 80 атм, температура -400oC, массовая скорость подачи толуола 1,1 ч-1, объемная скорость подачи исходного синтез-газа 1600 ч-1. Выходящий из реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с толуолом и синтез-газом, и полученная смесь направляется в реактор. Состав катализатора показан в табл.2. Основные показатели процесса представлены в табл. 4.
Пример 17. Синтез-газ состава, мол.%: H2 - 69, CO - 30, CH4 - 1 контактирует с катализатором N 4 в первом изотермическом реакторе при температуре 300oC и объемной скорости подачи исходного синтез-газа 5300 ч-1. Далее синтез-газ и продукты его превращения - метанол, диметиловый эфир и вода - без выделения направляются во второй реактор, в который также подается толуол с массовой скоростью 2,4 ч-1. Толуол в присутствии синтез-газа при молярном соотношении толуол/CO/H2 = 1,0/3,9/9,0, а также продукты превращения синтез-газа контактируют при 400oC с катализатором N 3 в втором изотермическом реакторе. Давление в обоих реакторах 70 атм. Выходящий из второго реактора газовый поток охлаждается и поступает в сепаратор, где происходит отделение от газа жидких продуктов. Далее часть газового потока направляется на смешение с синтез-газом, и полученная смесь направляется в первый реактор. Состав катализатора показан в табл.2. Основные показатели процесса представлены в табл. 4.
Влияние метода циркуляции с выделением жидких продуктов из циркуляционного газа на селективность и выход образующегося п-ксилола демонстрируется следующими примерами в табл. 5. Из примеров, проведенных в табл. 5, видно, что при превращении одинакового исходного сырья в идентичных условиях и на одном катализаторе селективность и выход п-ксилола выше в проточно-циркуляционных условиях с выделением жидких продуктов, чем в проточных условиях без циркуляции газового потока.
Приведенные в изобретении примеры 2-17 показывают, что поставленная задача - повышение выхода п-ксилола, а также расширение ассортимента перерабатываемого сырья без введения в цеолитный компонент катализатора специальных модифицирующих добавок - решается с помощью отличительных признаков, изложенных в формуле изобретения.
Источники информации
1. Патент США N 4086289, кл. C 07 C 3/52, 1978.
1. Патент США N 4086289, кл. C 07 C 3/52, 1978.
2. Патент США N 4113788, кл. C 07 C 3/03, C 07 C 3/34, 1978.
3. Патент США N 4088706, кл. C 07 C 1/20, 1978.
Claims (7)
1. Способ получения параксилола из сырья с температурой кипения до 200oC, включающий контактирование исходного сырья в газовой фазе с катализатором цеолитом типа ZSM-5 при повышенной температуре и избыточном давлении, отличающийся тем, что контактирование органического углеводородного и/или кислородсодержащего сырья ведут в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1, в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что в качестве сырья используют C2 - C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при мольном отношении олефин/CO 1 - 3.
3. Способ по п. 1, отличающийся тем, что в качестве сырья используют спирты C1 - C8, или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях.
4. Способ получения параксилола из органического сырья с температурой кипения до 200oC, включающий контактирование исходного сырья в газовой фазе с катализатором, содержащим цеолит типа ZSM-5 и металлоксидный компонент, при повышенной температуре и избыточном давлении, отличающийся тем, что используют катализатор, в котором металлоксидный компонент содержит три или более оксида металла и имеет общую формулу
aCuObZnOcAl2O3dCr2O3eW2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0 - 56, b = 24 - 67, c = 0 - 6, d = 0 - 32, e = 0 - 1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю,
при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20 - 30 и 70 - 80 соответственно, и контактирование сырья ведут в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
aCuObZnOcAl2O3dCr2O3eW2O5,
где a, b, c, d и e - массовые доли оксидов металлов в составе металлоксидного компонента: a = 0 - 56, b = 24 - 67, c = 0 - 6, d = 0 - 32, e = 0 - 1, при условии, что a и d не могут быть одновременно равны нулю,
при массовом соотношении цеолита и металлоксидного компонента, равном 20 - 30 и 70 - 80 соответственно, и контактирование сырья ведут в среде водородсодержащего газа или синтез-газа при температуре 300 - 400oC, давлении 9 - 80 атм и массовой скорости подачи органического сырья 1 - 10 ч-1 в проточно-циркуляционной системе с охлаждением газового потока после реактора, отделением сконденсировавшихся продуктов реакции и подачей части газового потока на рецикл.
5. Способ по п.4, отличающийся тем, что в качестве сырья используют C2 - C7 олефины и процесс проводят в присутствии синтез-газа при мольном отношении олефин/CO 1 - 3.
6. Способ по п.4, отличающийся тем, что в качестве сырья используют толуол и процесс проводят в присутствии синтез-газа при мольном соотношении толуол/CO 1/(2 - 4).
7. Способ по п. 4, отличающийся тем, что в качестве сырья используют спирты C1 - C8, или альдегиды, и/или кетоны, или смеси спиртов, альдегидов и кетонов, взятые в любых соотношениях.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU96123813/04A RU2114811C1 (ru) | 1996-12-16 | 1996-12-16 | Способ получения параксилола (его варианты) |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU96123813/04A RU2114811C1 (ru) | 1996-12-16 | 1996-12-16 | Способ получения параксилола (его варианты) |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2114811C1 true RU2114811C1 (ru) | 1998-07-10 |
| RU96123813A RU96123813A (ru) | 1999-01-27 |
Family
ID=20188256
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU96123813/04A RU2114811C1 (ru) | 1996-12-16 | 1996-12-16 | Способ получения параксилола (его варианты) |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2114811C1 (ru) |
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2577855C2 (ru) * | 2011-11-23 | 2016-03-20 | Вайрент, Инк. | Дегидрирование алканолов для увеличения выхода ароматических веществ |
| RU2663906C1 (ru) * | 2017-12-01 | 2018-08-13 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Российский государственный университет нефти и газа (национальный исследовательский университет) имени И.М. Губкина" | Способ получения п-ксилола |
-
1996
- 1996-12-16 RU RU96123813/04A patent/RU2114811C1/ru not_active IP Right Cessation
Cited By (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2577855C2 (ru) * | 2011-11-23 | 2016-03-20 | Вайрент, Инк. | Дегидрирование алканолов для увеличения выхода ароматических веществ |
| RU2663906C1 (ru) * | 2017-12-01 | 2018-08-13 | Федеральное государственное бюджетное образовательное учреждение высшего образования "Российский государственный университет нефти и газа (национальный исследовательский университет) имени И.М. Губкина" | Способ получения п-ксилола |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4605790A (en) | Phenol from coal and biomass | |
| US6914165B2 (en) | Process for obtaining a “diesel cut” fuel by the oligomerization of olefins or their mixtures | |
| US4433188A (en) | Preparation of olefins from methanol and/or dimethyl ether | |
| EP0109059A1 (en) | Process for converting olefins having 4 to 12 carbon atoms into propylene | |
| JPS6366288A (ja) | メタノ−ルをアルキルエ−テルに変換する改良された方法 | |
| KR101382804B1 (ko) | 프로필렌의 제조 방법 | |
| EP0127959A2 (en) | Olefins from methanol and/or dimethyl ether | |
| KR101403272B1 (ko) | 프로필렌의 제조 방법 | |
| US5023389A (en) | Process for preparing normally liquid oxygenate and hydrocarbonaceous products from a hydrocarbon feed containing linear- and branched olefins | |
| CA1205094A (en) | Process for the conversion of alcohols into petrochemicals | |
| CA2666852A1 (en) | A process for producing light olefins from methanol or dimethyl ether | |
| KR101159087B1 (ko) | 프로필렌의 제조 방법 | |
| KR101512860B1 (ko) | 프로필렌의 제조 방법 | |
| CN114929653A (zh) | C2-c5醇的同时脱水、二聚和复分解 | |
| GB2171718A (en) | Olefin preparation | |
| CN1102562C (zh) | 烯烃骨架异构化方法 | |
| KR101435230B1 (ko) | 프로필렌의 제조 방법 | |
| US5144086A (en) | Ether production | |
| CN1019007B (zh) | 烷基苯的制造 | |
| JP2001515056A (ja) | 芳香族をプロピレン及びエチレンを含む希薄流れでアルキル化する方法 | |
| CN113439076A (zh) | 制备苯酚和二甲苯的方法 | |
| KR830008964A (ko) | 제올라이트(Zeolites)와 보조촉매를 이용하여 메탄올로부터 탄화수소류를 제조하는 방법 | |
| RU2114811C1 (ru) | Способ получения параксилола (его варианты) | |
| JP2006008655A (ja) | プロピレンの製造方法 | |
| KR101173529B1 (ko) | 음압력하에서의 저급 올레핀 생산방법 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20051217 |