УСТРОЙСТВО ПРЕДВАРИТЕЛЬНОГО СМЕШИВАНИЯ, РЕАКТОР С НЕПОДВИЖНЫМ СЛОЕМ И РАДИАЛЬНЫМ ПОТОКОМ И РЕАКЦИОННАЯ СИСТЕМА ДЛЯ ОКИСЛИТЕЛЬНОЙ ДЕГИДРОГЕНИЗАЦИИ БУТИЛЕНА
PREMIXING DEVICE, REACTOR WITH FIXED BED AND RADIAL FLOW  AND REACTION SYSTEM FOR OXIDATIVE DEHYDROGENIZATION OF BUTYLENE

Область техники
Настоящее изобретение относится к устройству предварительного смешивания газов, к реактору с неподвижным слоем и радиальным потоком, содержащему указанное устройство предварительного смешивания, к реакционной системе для окислительной дегидрогенизации бутилена, содержащей указанный реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком, и к способу производства бутадиена с использованием указанной системы.
Уровень техники
Как важный мономер при производстве синтетического каучука и синтетической смолы, бутадиен, главным образом, используют для синтеза бутадиенового каучука, бутадиен-стирольного каучука, нитрилового каучука, сополимера акрилонитрила, бутадиена и стирола и т.д. Кроме того, бутадиен также служит исходным сырьем при производстве покрытий и в некоторых органических химических реакциях.
Окислительная дегидрогенизация бутилена в настоящее время представляет собой конкурентоспособный способ производства бутадиена, причем бутадиен и вода устойчивых структур получены посредством связывания кислорода с водородом, присутствующим в молекулах бутилена, в присутствии пара. Окислительная дегидрогенизация бутилена по существу необратима, причем главное уравнение реакции имеет следующий вид:
4
8
2
4
6
2
2CH+O→2CH+2HO+127.9 кДж/моль
а следующие уравнения реакции отражают побочные реакции при окислительной дегидрогенизации бутилена:
4
8
2
2
CH+4O→4CO+4HO
4
8
2
2
2
CH+6O→4CO+4HO
Основные факторы, способные влиять на окислительную дегидрогенизацию бутилена, включают температуры реакции, давления реакции, отношение воды к бутилену, отношение кислорода к бутилену и т.д. В ходе реакции необходимо вводить большое количество пара для защиты катализаторов и управления температурой реакции. Обычно молярное отношение пара к бутилену как исходному сырью составляет от 8:1 до 16:1 или еще больше. Что касается кислорода, то поскольку он участвует и в главной реакции и в побочных реакциях, подаваемое количество кислорода не только влияет на конверсию бутилена, но также определяет степень протекания основной и побочных реакций. Слишком высокое значение молярного отношения кислорода к бутилену может привести к образованию большого количества кислородных соединений и полному окислению бутилена, а слишком низкое значение отношения кислорода к бутилену резко снижает конверсию бутилена. Кроме того, подаваемое количество кислорода также связано с безопасностью производства. Например, сырье ни в коем случае не должно образовывать взрывоопасную смесь, то есть попадать в интервалы взрывоопасности. Кроме того, неоднородное распределение кислорода может также привести к проблемам с безопасностью. Следовательно, исходное сырье, такое как бутилен, воздух и пар, должно быть однородно перемешано после его введения в реактор окислительной дегидрогенизации. В противном случае различное количество пара в различных слоях катализатора в реакторе привело бы к достаточно быстрому осаждению углерода. Таким образом, однородное перемешивание исходного сырья имеет существенное значение при использовании технологии окислительной дегидрогенизации в целом.
Неподвижный слой катализатора с осевым потоком в настоящее время широко используют при производстве бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена, как описано, например, в заявке на патент Китая CN 101367702. Хотя неподвижный слой с аксиальным потоком обладает простой конструкцией, высота слоя катализатора в таком реакторе ограничена для удовлетворения требованию уменьшения перепада давления. Кроме того, при использовании неподвижного слоя с аксиальным потоком производительность реактора окислительной дегидрогенизации бутилена обычно составляет от 5000 до 15000 тонн в год. Однако вследствие увеличивающегося спроса на бутадиен и успехов в развитии технологии окислительной дегидрогенизации масштаб производства заводов для производства бутадиена достигают более чем 100000 тонн в год. Следовательно, для такого производства с использованием реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком необходимо четыре или даже большее количество реакционных линий, например, 8 реакторов с аксиальным потоком, разделенных на 4 группы, что приводит к усложнению операций, большим инвестициям и необходимости большой производственной площади.
В заявке на патент Китая CN 2626604 Y описан реактор с радиальным потоком, содержащий текучую среду, распределенную по существу однородно. Однако, этот реактор с радиальным потоком не способен выполнять однородное смешивание текучих сред, входящих в канал, а также имеет сложную конструкцию и характеризуется большим перепадом давления. В заявке на патент Китая CN 102675027 A, например, описан способ для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена, при использовании неподвижного слоя катализатора и радиального потока, причем аппарат для производства бутадиена также имеет сложную конструкцию и характеризуется большим перепадом давления и не предлагает никаких решений очень важной проблемы, а именно, однородного смешивания исходных газов, что значительно ограничивает возможность промышленного использования окислительной дегидрогенизации бутилена.
Краткое описание изобретения
Задачей настоящего изобретения является создание устройства предварительного смешивания газов, которое, в частности, может быть использовано для окислительной дегидрогенизации бутилена с целью достижения быстрого и однородного смешивания исходного сырья в виде бутилена, пара и воздуха и избежания затруднений, например, осаждения углерода, короткого цикла регенерации катализатора и т.д. Настоящее изобретение также относится к реактору с неподвижным слоем и радиальным потоком, содержащему указанное устройство предварительного смешивания для окислительной дегидрогенизации бутилена, и к реакционной системе, содержащей указанный реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком для окислительной дегидрогенизации бутилена.
Согласно первому аспекту настоящего изобретения предложено устройство предварительного смешивания по меньшей мере двух газов, содержащее: трубчатый корпус, имеющий закрытый конец и противоположный ему открытый конец; первый проточный канал для приема первого газа, проходящий в аксиальном направлении через закрытый конец в трубчатый корпус с образованием уплотнения; коническую трубу, размещенную в трубчатом корпусе, причем малый конец конической трубы сообщается с первым проточным каналом, а большой конец конической трубы проходит к открытому концу, причем его край прикреплен к внутренней стенке трубчатого корпуса, образуя, тем самым, уплотненную распределительную камеру между трубчатым корпусом и конической трубой; и второй проточный канал, размещенный на боковой части трубчатого корпуса, для приема второго газа, причем второй проточный канал сообщается с распределительной камерой, так что второй газ может быть введен в указанную коническую трубу через распределительную камеру по существу в радиальном направлении, а в боковой части конической трубы рядом с ее малым концом для ввода второго газа в коническую трубу выполнена форсунка, причем форсунка выполнена в форме направляющего конуса.
В одном варианте реализации настоящего изобретения первый проточный канал выполнен в виде плоского канала, проходящего в коническую трубу посредством уплотненного прохождения через его малый конец.
Предпочтительно, чтобы конец первого проточного канала, проходящего в коническую трубу, содержал перфорированную распределительную тарелку, выполненную в виде полусферы, конуса или тарелки, причем диаметр отверстий в ней составляет от 5 до 100 мм, предпочтительно от 20 до 60 мм.
В одном варианте реализации настоящего изобретения половина угла раствора конуса конической трубы составляет от 5 до 20°, предпочтительно от 8 до 16°.
В одном варианте реализации настоящего изобретения предпочтительно, чтобы форсунка содержала множество групп направляющих конусов, соответственно размещенных в боковой части конической трубы на различных высотах, причем каждая группа содержит множество направляющих конусов, однородно размещенных по окружности, и предпочтительно, чтобы соответствующие направляющие конусы в каждых двух смежных группах были размещены в шахматном порядке в круговом направлении.
В одном варианте реализации настоящего изобретения устройство предварительного смешивания сообщается с реактором для окислительной дегидрогенизации бутилена через его открытый конец, причем первый газ представляет собой смесь пара и кислородсодержащего газа, а второй газ представляет собой бутилен.
Согласно второму аспекту настоящего изобретения предложен реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком для окислительной дегидрогенизации бутилена, содержащий: устройство предварительного смешивания согласно первому аспекту настоящего изобретения; цилиндрический кожух с верхним концом, сообщающимся с открытым концом трубчатого корпуса устройства для предварительного смешивания; узел слоя катализатора размещенный в кожухе, причем узел слоя катализатора содержит множество распределительных устройств в виде секторных труб, выполненных на внутренней стенке кожуха, трубу с пористой стенкой, размещенную в центре кожуха и выступающую наружу из кожуха, и слой катализатора, размещенный между распределительными устройствами в виде секторных труб и трубой с пористой стенкой, причем уплотнительный элемент размещен в верхнем конце слоя катализатора, что обеспечивает поступление газовой смеси из устройства предварительного смешивания в распределительные устройства в виде секторных труб и последующий выход из кожуха после прохождения через слой катализатора и трубу с пористой стенкой; и газораспределитель, соединенный с открытым концом трубчатого корпуса устройства для предварительного смешивания и проходящий в кожух, причем нижний конец газораспределителя содержит конусообразное отражательное устройство, сужающееся по направлению к трубчатому корпусу, посредством чего предварительно смешанные газы из устройства предварительного смешивания входят в кожух через боковой кольцевой зазор, образованный между конусообразным отражательным устройством и кожухом.
В одном варианте реализации настоящего изобретения газораспределитель дополнительно содержит множество перегородок, однородно размещенных по окружности для соединения конусообразного отражательного устройства с открытым концом трубчатого корпуса устройства для предварительного смешивания. Угол раствора конуса конусообразного отражательного устройства составляет от 90 до 135°, предпочтительно от 120 до 135°. Кроме того, размер бокового кольцевого зазора таков, что средняя скорость протекающих через него газовых смесей составляет от 10 до 40 м/с, предпочтительно от 20 до 35 м/с.
В одном варианте реализации настоящего изобретения распределительные устройства в виде секторных труб включают по меньшей мере 6 секторных труб, которые однородно распределены по окружности и по существу образуют полную окружность, причем как внутренняя боковая поверхность так и верхняя часть секторной трубы содержат распределительные отверстия. Пористость распределительных отверстий составляет от 10% до 50%, предпочтительно от 20% до 40%.
В одном варианте реализации настоящего изобретения труба с пористой стенкой содержит пористый цилиндр, размещенный в ее центре, перфорированную тарелку, упирающуюся в пористый цилиндр, и сито или решетку на его внешней стороне, причем сито и перфорированная тарелка связаны друг с другом посредством поддерживающих ребер или решетка упирается в перфорированную тарелку.
Согласно третьему аспекту настоящего изобретения предложена система для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизаци бутилена, содержащую реактор первой ступени и реактор второй ступени, последовательно соединенные друг с другом, причем реактор первой ступени выполнен в виде реактора с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а реактор второй ступени выполнен в виде реактора с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно второму аспекту настоящего изобретения; или, в качестве альтернативы реактор первой ступени выполнен в виде реактора с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно второму аспекту настоящего изобретения, а реактор второй ступени выполнен в виде реактора с неподвижным слоем и аксиальным потоком.
Предпочтительно, чтобы реактор с неподвижным слоем и аксиальным потоком содержал по меньшей мере два реактора с неподвижным слоем и аксиальным потоком, параллельно соединенных друг с другом.
Согласно четвертому аспекту настоящего изобретения предложен способ для производства бутадиена с помощью системы согласно третьему аспекту настоящего изобретения, согласно которому: а) подают пар в реактор первой ступени и подают содержащий бутилен газ и содержащий кислород газ в реактор первой ступени и в реактор второй ступени, причем молярное отношение бутилена к кислороду и к пару, введенных в реактор первой ступени, составляет 1:(0,4-1,5):(2-20); b) обеспечивают выход материалов из реактора первой ступени для смешивания с содержащим бутилен газом и содержащим кислород газом до поступления в реактор второй ступени, причем молярное отношение бутилена к кислороду и к пару, введенных в реактор второй ступени, составляет 1:(0,4-1,5):(2-20); и с) обеспечивают выход материалов из реактора второй ступени для ввода в размещенную ниже по потоку ступень сепарации для регенерации бутадиена; причем температуры реакции в реакторах первой и второй ступеней составляют от 300 до 600°C, а давление реакции в них составляет от 0,0 до 2,0 МПа (манометрических).
В одном варианте реализации настоящего изобретения указанный содержащий бутилен газ содержит по меньшей мере один газ, выбранный из группы, содержащей 1-бутилен, цис-2-бутилен и транс-2-бутилен.
-1
В одном варианте реализации настоящего изобретения молярное отношение бутилена к кислороду и к пару, входящих в каждую ступень, находится в диапазоне 1:(0,45-0,9):(6-16), предпочтительно в диапазон 1:(0,5-0,8):(6-12), и более предпочтительно в диапазон 1:(0,5-0,7):(6-10). Часовая объемная скорость газообразного бутилена, входящего в каждую ступень, составляет от 200 до 450 час.
В одном варианте реализации настоящего изобретения температура реакции в каждой ступени составляет от 310 до 480°C, предпочтительно от 310 до 380°C, а давление реакции в каждой ступени составляет от 0,05 до 0,5 МПа (манометрических).
Краткое описание чертежей
На фиг. 1 схематично показана структура устройства предварительного смешивания согласно настоящему изобретению.
На фиг. 2 схематично показана структура реактора с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно настоящему изобретению.
На фиг. 3 в увеличенном виде показан газораспределитель, размещенный в газовом входе реактора с неподвижным слоем и радиальным потоком.
На фиг. 4-6 схематично показаны три примера реакционной системы окислительной дегидрогенизации бутилена согласно настоящему изобретению, соответственно.
На фиг. 7 схематично показана реакционная система окислительной дегидрогенизации бутилена согласно сопоставительному примеру.
Подробное описание вариантов реализации изобретения
Настоящее изобретение будет подробно объяснено со ссылками на приложенные чертежи.
На фиг. 1 схематично показана структура устройства предварительного смешивания по меньшей мере двух газов согласно настоящему изобретению. Как показано на фигуре, устройство 10 предварительного смешивания согласно настоящему изобретению включает трубчатый корпус 11, содержащий закрытый конец 12 и противоположный ему открытый конец 13.
Первый конец 14а первого проточного канала 14 в форме трубы соединен с устройством подачи первого газа 1, не показанным на фиг. 1, а второй конец 14b проходит через закрытый конец 12 корпуса 11 в корпус 11 вдоль аксиального направления корпуса с образованием уплотнения. Следовательно, первый проточный канал 14 способен вводить первый газ 1 в корпус 11.
В варианте реализации настоящего изобретения, показанном на фиг. 1, второй конец 14b первого проточного канала 14 содержит перфорированную распределительную тарелку 15, выполненную, например, в форме полусферы, конуса или тарелки. Перфорированная распределительная тарелка 15 содержит множество отверстий для введения первого газа 1 в корпус 11, причем диаметр каждого отверстия может быть выбран в диапазоне от 5 до 100 мм, предпочтительно от 20 до 60 мм. Однако, может легко быть понято, что в одном не показанном здесь варианте реализации настоящего изобретения второй конец 14b первого проточного канала 14 может не содержать каких-либо распределительных тарелок 15. Таким образом, второй конец 14b может быть выполнен открытым для непосредственного введения первого газа 1 в корпус 11.
Согласно настоящему изобретению корпус 11 дополнительно содержит внутри себя коническую трубу 16. Коническая труба 16 содержит закрытый малый конец 16а, причем второй конец 14b первого проточного канала 14 проходит через малый конец 16а конической трубы 16 в коническую трубу 16 вдоль аксиального направления с образованием уплотнения. Таким образом, первый проточный канал 14 может вводить первый газ 1 в камеру 16 с смешения конической трубы 16. Кроме того, большой конец 16b (который представляет собой открытый конец) конической трубы 16 проходит к открытому концу 13 корпуса 11, и закреплен на внутренней стенке корпуса 11 на его краю 13. Поэтому, образуется уплотненная распределительная камера 17 между корпусом 11 и конической трубой 16.
Боковая часть корпуса 11, кроме того, содержит второй проточный канал 18, предназначенный для введения второго газа 2. Второй проточный канал 18 выполнен, например, в виде трубы, сообщающейся с распределительной камерой 17, что обеспечивает возможность введения второго газа 2 в распределительную камеру 17 и далее в камеру 16 с смешения конической трубы 16 по существу в радиальном направлении через распределительную камеру 17.
В варианте реализации настоящего изобретения, показанном на фиг. 1, множество форсунок 19 установлено на боковой стенке конической трубы 16 рядом с малым концом 16а для введения второго газа 2 в коническую трубу 16 из распределительной камеры 17 вдоль по существу радиального направления. Форсунки 19, которые могут быть разделены на группы от одной до восьми при общем количестве форсунок от 2 до 20, предпочтительно выполнены в виде направляющего конуса, причем каждая группа размещена в различных аксиальных положениях, то есть, на различных высотах, как показано на фиг. 1. В некоторых предпочтительных вариантах конструкции форсунки 19 могут быть разделены на 2-4 группы, причем каждая группа содержит 2-3 форсунки. Совершенно очевидно, что количество вышеупомянутых форсунок может быть легко выбрано на основании реальных условий.
Поэтому, согласно настоящему изобретению, первый газ 1 входит в камеру 16 с смешения конической трубы 16 через первый проточный канал 14 по существу аксиально. Тем временем, второй газ 2 входит в распределительную камеру 17 через второй проточный канал 18, и оттуда попадает по существу в радиальном направлении в камеру 16 с смешения конической трубы 16. Таким образом, происходит смешивание первого газа 1 и второго газа 2 друг с другом в камере 16 с смешения перед выходом из открытого конца 13 корпуса 11, для использования в соответствующем реакторе, размещенном ниже по течению (не показан). Поскольку первый газ 1 и второй газ 2 входят в камеру 16 с смешения по существу в аксиальном и радиальном направлениях, соответственно, может быть достигнуто эффективное столкновение между потоками этих двух газов, с обеспечением быстрого и однородного смешивания.
Устройство 10 предварительного смешивания согласно настоящему изобретению может в частности быть использовано в системе для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. При этом первый газ 1 представляет собой смесь пара и кислородсодержащего газа (например, воздуха), а второй газ 2 представляет собой бутилен (или содержащий бутилен газ). В одном иллюстративном варианте реализации настоящего изобретения молярное отношение бутилена к кислороду и к пару может быть выбрано в пределах диапазона 1:(0,4-1,5):(2-20), предпочтительно в пределах диапазона 1:(0,5-1,2):(4-15) и более предпочтительно в пределах диапазона 1:(0,45-0,9):(5-12).
Следовательно, в устройстве 10 предварительного смешивания, используемого при производстве бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена, предпочтительно перегретая смесь пара и воздуха вводится через первый конец 14а первого проточного канала 14 в форме трубы с верхнего конца корпуса 11 в форме прямой трубы, и входит в камеру 16с смешения конической трубы 16 непосредственно или через перфорированную распределительную тарелку 15. В это время бутилен входит в распределительную камеру 17 через второй проточный канал 18 от боковой части корпуса 11, затем входит в камеру 16с смешения через форсунки 19, размещенные на конической трубе 16, и затем происходит его смешивание с перегретой смесью пара и воздуха в камере 16с смешения. Перепад давления бутилена, входящего в камеру 16с смешения, может быть уменьшен посредством форсунок 19. Кроме того, плотность бутилена в три раза выше плотности смеси пара и воздуха, посредством чего происходит столкновение потока бутилена высокой плотности со смесью пара и воздуха с высоким значением импульса через форсунки 19, и таким образом обеспечивается быстрое и однородное смешивание потоков друг с другом с низким перепадом давления. Затем происходит передача смешанного потока в расположенный ниже по течению реактор реакционной системы, предназначенной для окислительной дегидрогенизации бутилена.
В одном варианте реализации настоящего изобретения угол α половины раствора конуса конической трубы 16 составляет от 5 до 20°, предпочтительно от 8 до 16°, причем выбор этого угла может содействовать однородному смешиванию.
В одном не показанном варианте реализации настоящего изобретения круговые положения форсунок в каждых двух смежных группах отличны друг от друга, то есть, каждая форсунка сдвинута от соответствующей форсунки в соседней группе в круговом направлении. Таким образом, обеспечивается более однородное введение второго газа в коническую трубу 16, что гарантирует однородное смешивание второго и первого газов.
Ниже реактор 50 с неподвижным слоем и радиальным потоком для окислительной дегидрогенизации бутилена согласно настоящему изобретению описан со ссылками на фиг. 2 и 3. Как показано на фигурах, реактор 50 с неподвижным слоем и радиальным потоком включает цилиндрический кожух 20, содержащий верхнюю головку 21 и нижнюю головку 22, соответственно, на своем верхнем конце и нижнем конце. Устройство 10 предварительного смешивания согласно настоящей заявке проходит через верхнюю головку 21 в кожух 20 с образованием уплотнения, для подачи потока смеси первого газа 1 и второго газа 2 в кожух 20.
Согласно настоящему изобретению узел 40 слоя катализатора размещен внутри кожуха 20 реактора 50 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Узел 40 слоя катализатора содержит множество распределительных устройств 41 в виде секторных труб, размещенных на внутренней стенке кожуха 20. Эти распределительные устройства 41 в виде секторных труб размещены рядом друг с другом вдоль кругового направления и образуют интегральную круговую структуру. Множество отверстий размещено как в верхней стенке так и на внутренней боковой стенке каждого из распределительных устройств 41 в виде секторных труб.
Узел 40 слоя катализатора дополнительно содержит трубу 45 с пористой стенкой, которая размещена в центре кожуха 20 и проходит с образованием уплотнения через нижнюю головку 22 наружу из кожуха 20. Боковая стенка пористой стенной трубы 45 содержит множество отверстий (не показаны). Кроме того, узел 40 слоя катализатора дополнительно содержит слой 42 катализатора, размещенный между распределительными устройствами 41 в виде секторных труб и трубой 45 с пористой стенкой. Верхний конец слоя 42 катализатора снабжен уплотнительным элементом 47, который, например, представляет собой керамический шарик и покрывную тарелку.
2
3
2
5
x
y
В одном варианте реализации настоящего изобретения слой 42 катализатора содержит композитный окисный катализатор на основе железа, имеющий структуру шпинели и предназначенный для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена, причем формула катализатора, основанная на его химическом составе, имеет вид FeO MgO ZnO PO MO, где М представляет собой по меньшей мере один элемент, выбранный из четвертого периода периодической системы элементов, то есть, Sc, Ti, V, Cr, Fe, Mn, Co, Ni, Cu и Zn.
Следовательно, как показано тонкими стрелками на фиг. 2, поток 3 смеси из устройства 10 предварительного смешивания входит во внутренний канал распределительных устройств 41 в виде секторных труб через отверстия в верхней стенке распределительных устройств 41 в виде секторных труб, и затем входит в слой 42 катализатора через отверстия на его внутренней боковой стенке.
Затем поток смеси входит в трубу 45 с пористой стенкой через отверстия, размещенные на его боковой стенке, и течет вниз из кожуха 20 через разгрузочное выпускное отверстие 48. Обеспечена возможность выгрузки отработанного катализатора из отверстия 49.
В реакторе 50 с неподвижным слоем и радиальным потоком при входе потока 3 смеси из устройства предварительного смешивания в кожух 20 из входного отверстия в его верхней части в струю происходит внезапное расширение площади сечения потока, что приводит, таким образом, к чрезвычайно неоднородному распределению газовых потоков в распределительных устройствах 41 в виде секторных труб. В результате имеет место перегрузка и слишком ранняя дезактивация части катализатора, что значительно увеличивает осаждение углерода из катализатора и вероятность прохождения побочных реакций, воздействующих на качество продукта. В то же время остальной катализатор почти неэффективен.
Для разрешения вышеупомянутых технических проблем согласно настоящему изобретению открытый конец корпуса 11 устройства 10 предварительного смешивания содержит газораспределитель 30, нижний конец которого снабжен конусообразным отражательным устройством 31, сужающимся по направлению к корпусу 11. Конусообразное отражательное устройство 31 проходит в кожух 20 рядом с его верхней головкой 21. В этом случае боковой кольцевой зазор 35 образован между конусообразным отражательным устройством 31 и внутренней стенкой кожуха 20. При такой конфигурации конусообразного отражательного устройства 31 смешанный поток из устройства 10 предварительного смешивания вводится в радиальном направлении наружу в участок кожуха 20, соседствующий с его внутренней стенкой, через кольцевой зазор 35. Посредством этого обеспечивается более однородное введение потока 3 смеси в распределительные устройства 41 в виде секторных труб в радиальном направлении за пределами кожуха 20.
Предпочтительно, чтобы газораспределитель 30 также обеспечивал возможность дополнительного смешивания бутилена, воздуха и пара. Кроме того, конфигурация конусообразного отражательного устройства 31 в газораспределителе 30 обеспечивает возможность легкого протекания потока 3 смеси через кольцевой зазор 35, чтобы беспрепятственно течь вниз вдоль внутренней стенки верхней головки 21. В этом случае явления завихрения и потери энергии потока будут предотвращены в области вокруг конусообразного отражательного устройства 31 из газораспределителя 30 и в области, соседствующей с внутренней стенкой верхней головки 21 кожуха, уменьшая, таким образом, перепад давления в потоке газов и обеспечивая возможность более быстрого и более однородного распределения смешанного потока 3 в распределительных устройствах 41 в виде секторных труб кожуха. Следовательно, происходит улучшение расходного отношения для слоя 42 катализатора и существенное уменьшение высоты гомогенизированного пространства, что увеличивает эффективность использования емкости реактора.
На фиг. 3 более ясно показано, что конусообразное отражательное устройство 31 газораспределителя 30 связано с открытым концом 13 корпуса 11 устройства 10 предварительного смешивания посредством множества перегородок 32, однородно размещенных по окружности. Предпочтительно, чтобы по меньшей мере три перегородки 32 были однородно размещены по окружности. Эта структура проста, имеет надежное соединение и в минимальной степени влияет на поток газов.
В одном варианте реализации настоящего изобретения угол β раствора конуса конусообразного отражательного устройства 31 составляет от 90 до 135°, что обеспечивает однородное распределение потока 3 смеси. Предпочтительно, чтобы боковой кольцевой зазор 35, образованный между конусообразным отражательным устройством 31 и кожухом 20, был таков, чтобы средняя скорость протекающих через него газовых смесей составляла от 10 до 40 м/с, предпочтительно от 20 до 35 м/с.
В одном предпочтительном варианте реализации настоящего изобретения шесть распределительных устройств 41 в виде секторных труб размещены вдоль внутренней стенки кожуха 20, то есть, каждое распределительное устройство 41 в виде секторных труб охватывает угол 60°. В другом варианте реализации настоящего изобретения двадцать распределительных устройств 41 в виде секторных труб размещены вдоль внутренней стенки кожуха 20. Каждое из распределительных устройств 41 в виде секторных труб содержит множество отверстий на своей верхней стенке и на внутренней боковой стенке. Эти отверстия могут быть однородно распределены в целом или однородно распределены в различных секциях, причем величина их пористости составляет от 10% до 50%, предпочтительно от 20% до 40%. Таким образом, обеспечена возможность беспрепятственного протекания газов в распределительные устройства 41 в виде секционных труб с последующим вытеканием оттуда в слой 42 катализатора.
В одном варианте реализации настоящего изобретения труба 45 с пористой стенкой содержит пористый цилиндр, размещенный в ее центре, перфорированную тарелку, упирающуюся в пористый цилиндр, и сито или решетку на его внешней стороне (например, рядом со слоем 42 катализатора), причем сито и перфорированная тарелка связаны друг с другом посредством поддерживающих ребер или решетка упирается в перфорированную тарелку. Конструкция трубы с пористой стенкой довольно проста.
В одном варианте реализации настоящего изобретения и пористый цилиндр и перфорированная тарелка трубы с пористой стенкой содержат круговые отверстия или эллиптические отверстия. Открытая пористость пористого цилиндра составляет, например, от 10% до 50%; открытая пористость перфорированной тарелки в центральном слое составляет от 20% до 50%, предпочтительно от 20% до 40%; а объем пустот сита или решетки составляет от 10% до 60%, предпочтительно от 20% до 40%.
Конфигурация вышеупомянутого узла 40 слоя катализатора обеспечивает возможность однородного распределения смешанного потока в верхней части и в нижней части распределительных устройств 41 в виде секторных труб до входа в слой 42 катализатора однородным и нетурбулентным образом. Таким образом, обеспечена возможность эффективного использования катализатора в слое 42 катализатора. Кроме того, распределительные устройства 41 в виде секторных труб имеют простые конструкции, обладают большими областями отверстий и малым перепадом давления, что способствует быстрому и однородному вхождению газов в слой 42 катализатора. Реагирующие газы текут в радиальном направлении после входа в слой катализатора, обеспечивая возможность короткого расстояния прохождения потока через слой 42 катализатора и малый перепад давления в нем, что содействует улучшению превращения и селективности.
Использование реактора с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно настоящему изобретению будет объяснено посредством приводимых ниже Примеров 1-8 и Сопоставительного Примера 1.
Пример 1
Показанный на фиг. 2 реактор используют на заводе с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Пар и воздух вводят в реактор через первый проточный канал 14 на верхнем краю устройства 10 предварительного смешивания, и вводят в камеру 16с смешения через перфорированную распределительную тарелку 15. Бутилен в качестве исходного сырья вводят в распределительную камеру 17 из второго проточного канала 18, размещенного в боковой части устройства 10 предварительного смешивания, и вводят в камеру 16с смешения через форсунки 19. В камере 16с смешения происходит смешивание бутилена с паром и воздухом. Поток смеси входит в кожух 20 из реактора 50 через газораспределитель 30, содержащий конусообразное отражательное устройство 31, и течет в распределительные устройства 41 в виде секторных труб. Поток реагента затем течет в слой 42 катализатора через распределительные отверстия распределительных устройств 41 в виде секторных труб, и затем в трубу 45 с пористой стенкой, перед выходом из реактора 50 через выпускное отверстие 48.
2
3
2
5
В ходе реакции скорость подачи воздуха и бутилена как исходного сырья составляет, соответственно, 36000 кг/час и 20000 кг/час. Операции загрузки и разгрузки выполняют при давлении 0,12 МПа и, соответственно, при температурах 320°C и 480°C. Диаметр второго проточного канала 18 составляет 400 мм, а диаметр первого проточного канала 14 составляет 800 мм. Коническая труба 16 имеет половину угла α раствора конуса в 15° и высоту в 2000 мм. Перфорированная распределительная тарелка 15 выполнена в виде полусферы, содержащей 600 отверстий, каждое диаметром 32 мм. Диаметр кожуха 20 из реактора 50 равен 3200 мм. Высота и толщина слоя 42 катализатора составляют, соответственно 6000 мм и 650 мм. Использован композитный окисный катализатор на основе железа со структурой шпинели, имеющий следующий химический состав: FeO MgO ZnO PO CuO. 20 распределительных устройств 41 в виде секторных труб однородно распределены вдоль внутренней стенки кожуха, и однородно перфорированы сверху донизу с пористостью, равной 25%. Пористость пористого цилиндра, размещенного на внутренней стороне трубы 45 с пористой стенкой, и пористость перфорированной тарелки в центре, составляют, соответственно, 30% и 50%. Объем пустот сита или решетки на внешней стороне составляет 23%. Угол раствора конуса конусообразного отражательного устройства составляет 135°. Газовая смесь протекает через кольцевой зазор 35 со средней скоростью 25 м/с.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 2 кПа; степень превращения бутилена составляет 83%; селективность равна 95,5%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 12 месяцев до регенерации.
Пример 2
2
3
2
5
2
3
Пример 2 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 2 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что коническая труба 16 имеет половину угла α раствора конуса в 10° и высоту в 2400 мм; химический состав катализатора описан формулой FeO MgO ZnO PO CrO; и угол раствора конуса конусообразного отражательного устройства составляет 120°.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 2 кПа; степень превращения бутилена составляет 82,5%; селективность равна 95%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 12 месяцев до регенерации.
Пример 3
2
3
2
5
2
Пример 3 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 3 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что устройство 10 предварительного смешивания выполнено без перфорированной распределительной тарелки, то есть, второй конец 14b первого проточного канала 14 выполнен открытым и непосредственно вводит воздух и пар в камеру 16с смешения; химический состав катализатора описан формулой FeO MgO ZnO PO MnO; и угол раствора конуса конусообразного отражательного устройства составляет 120°.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 1,8 кПа; степень превращения бутилена составляет 83%; селективность равна 95%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 10 месяцев до регенерации.
Пример 4
2
3
2
5
Пример 4 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 4 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что диаметр кожуха 20 реактора 50 равен 3600 мм; слой 42 катализатора имеет высоту 5500 мм и толщину 600 мм; и химический состав катализатора описан формулой FeO MgO ZnO PO СоО.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 1,6 кПа; степень превращения бутилена составляет 83%; селективность равна 96%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 14 месяцев до регенерации.
Пример 5
2
3
2
5
Пример 5 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 5 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что коническая труба 16 имеет половину угла α раствора конуса в 10° и высоту в 2400 мм; химический состав катализатора описан формулой FeO MgO ZnO PO NiO; и 23 распределительные устройства 41 в виде секторных труб однородно распределены вдоль внутренней стенки кожуха и разделены на три секции сверху вниз и однородно перфорированы в каждой секции, причем перфорация в трех секциях, соответственно, обеспечивает степень пористости 22%, 24%, и 26%.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 1,8 кПа; степень превращения бутилена составляет 83,5%; селективность равна 96%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 14 месяцев до регенерации.
Пример 6
2
3
2
5
2
3
Пример 6 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 6 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что химический состав катализатора описан формулой FeO⋅MgO ZnO PO CrO; пористость пористого цилиндра во внутренней стенке трубы 45 с пористой стенкой составляет 40%, а пористость перфорированной тарелки в центре составляет 45%.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 1,9 кПа; степень превращения бутилена составляет 82,5%; селективность равна 95%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 10 месяцев до регенерации.
Пример 7
2
3
2
5
2
3
Пример 7 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Реакторные структуры и параметры реакции в Примере 7 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что химический состав катализатора описан формулой FeO MgO ZnO PO CrO; и газовая смесь протекает через кольцевой зазор 35 со средней скоростью 35 м/с.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 2,5 кПа; степень превращения бутилена составляет 82%; селективность равна 94%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 9 месяцев до регенерации.
Пример 8
2
3
2
5
Пример 8 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Конструкции реакторов и параметры реакции в Примере 8 по существу те же, что показаны в Примере 1, за исключением того, что скорость подачи воздуха и бутилена как исходного сырья составляет, соответственно, 34000 кг/час и 19000 кг/час; операции загрузки и разгрузки выполняют при давлении 0,15 МПа и, соответственно, при температурах 360°C и 510°C; диаметр второго проточного канала 18 составляет 450 мм, а диаметр первого проточного канала 14 составляет 800 мм; коническая труба 16 имеет половину угла α раствора конуса в 12°; диаметр перфорированной распределительной тарелки 15 составляет 38 мм; использован композитный окисный катализатор на основе железа со структурой шпинели, химический состав которой таков: FeO MgO ZnO PO CuO; 20 распределительных устройств 41 в виде секторных труб однородно распределены вдоль внутренней стенки кожуха, и однородно перфорированы сверху донизу с пористостью, равной 25%; угол раствора конуса конусообразного отражательного устройства составляет 135°.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 2 кПа; степень превращения бутилена составляет 84%; селективность равна 94%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 10 месяцев до регенерации.
Сопоставительный Пример 1
Сопоставительный Пример 1 включает завод производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Завод использует реактор с неподвижным слоем и аксиальным потоком, причем четыре реактора работают параллельно и каждый имеет диаметр 3200 мм, и толщину слоя катализатора 600 мм. Скорость подачи воздуха и бутилена как исходного сырья составляет, соответственно, 36000 кг/час и 20000 кг/час. Операции загрузки и разгрузки выполняют при давлении 0,12 МПа и, соответственно, при температурах 320°C и 480°C. Реактор с неподвижным слоем и аксиальным потоком не содержит устройство предварительного смешивания, показанное на фиг. 1, или газораспределитель, показанный на фиг. 2.
Испытания показали, что перепад давления в реакторе составляет 20 кПа; степень превращения бутилена составляет 75%; селективность равна 88%; и обеспечена возможность использования катализатора в течение 3 месяцев до регенерации.
Результаты Примеров 1-8 и Сравнительного Примера 1 показаны в Таблице 1 ниже.
Как показано в Таблице 1, уникальные устройство предварительного смешивания и газораспределитель, использованные в реакторе с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно настоящему изобретению, обеспечивают возможность быстрого и однородного смешивания исходного сырья в виде бутилена, пара и воздух, что обеспечивает возможность однородного распределения газового потока, входящего в реактор. При тех же самых масштабах производства перепад давления в реакторе с неподвижным слоем и радиальным потоком уменьшен на 50%-90% по сравнению с перепадом давления для реактора с неподвижным слоем и аксиальным потоком, имеющего тот же самый диаметр, расходное отношение катализатора улучшено на 30%, степень преобразования улучшена на 5%-10% и селективность улучшена 3%-10%. Следовательно, реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком согласно настоящему изобретению обеспечивает возможность получения превосходных технических эффектов.
Настоящее изобретение кроме того относится к системе, используемой при производстве бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Эта система будет описана подробно со ссылками на фиг. 4-6.
На фиг. 4 показана реакционная система 100 для окислительной дегидрогенизации бутилена согласно одному варианту реализации настоящего изобретения. Как показано на этой фигуре, система 100 содержит размещенный выше по течению реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и размещенный ниже по течению реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком, последовательно соединенные друг с другом. Размещенный выше по течению реактор может также быть назван реактором первой ступени, а размещенный ниже по течению реактор может быть назван реактором второй ступени. Реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком имеет обычную структуру, определенная конструкция которой хорошо известна из уровня техники, и поэтому не будет описана здесь подробно. Реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком системы 100 обладает структурой, показанной на фиг. 2. Предпочтительно, чтобы теплообменник 103 был размещен между реактором 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактором 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком.
Согласно настоящему изобретению, поток 110 подачи бутилена разделен на поток 111 и поток 112, которые, соответственно, подаются в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Бутилен в качестве исходного сырья может представлять собой по меньшей мере одно соединение из группы, содержащей 1-бутилен, цис-2-бутилен и транс-2-бутилен. Кислородсодержащий поток 120 также разделен на два потока, то есть, на поток 121 и поток 122, которые соответственно подаются в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Кислородсодержащий поток может, например, быть воздухом или чистым кислородом, или смесью воздуха и кислорода. Поток 130 пара подается в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком.
-1
Таким образом, поток 111 бутилена, кислородсодержащий поток 121 и поток 130 пара вместе подаются в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Отношение бутилена к кислородсодержащему газу и к пару, подаваемых в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, может, например, составлять 1:(0,4-1,5):(2-20), предпочтительно 1:(0,45-0,9):(6-16). Эти газы реагируют друг с другом в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и образуют первый выходной поток 140. Бутилен в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком может обладать часовой объемной скоростью в пределах от 200 до 450 час.
-1
Первый выходной поток 140 после прохождения через теплообменник 103 поступает в реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком вместе с потоком 112 бутилена и кислородсодержащим потоком 122. Отношение бутилена к кислородсодержащему газу и к пару, подаваемых в реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком, может, например, составлять 1:(0,4-1,5):(2-20), предпочтительно 1:(0,45-0,9):(6-16). Эти газы реагируют друг с другом в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком и образуют второй выходной поток 150. Бутилен в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком обладает часовой объемной скоростью в пределах от 200 до 450 час.
Второй выходной поток 150 входит в размещенную ниже по течению ступень сепарации для регенерации бутадиена. Поскольку ступень сепарации известна специалистам в данной области техники, она не будет описана здесь подробно. Специалисты в данной области техники также хорошо осведомлены о последовательности операций регенерации бутадиена, например, об операциях конденсации, промывки и маслопоглощения потоков реагента, и экстрактивной дистилляция бутадиена.
И в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком диапазоны температур реакции составляют от 300 до 600°C, предпочтительно от 310 до 480°C, и более предпочтительно от 310 до 380°C; а давление реакции составляет от 0,0 до 2,0 МПа (манометрических), предпочтительно от 0,05 до 0,5 МПа (манометрических). Отношение бутилена к кислородсодержащему газу и к пару на каждом входе реактора предпочтительно составляет 1:(0,5-0,8):(6-12), более предпочтительно 1:(0,5-0,7):(6-10) и еще более предпочтительно 1:(0,5-0,6):(8-10).
Согласно настоящему изобретению, реакторная система окислительной дегидрогенизации бутилена содержит по меньшей мере два реактора с неподвижным слоем и термоизоляцией. В варианте реализации настоящего изобретения, показанном на фиг. 4, реакционная система 100 содержит реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком, последовательно соединенные друг с другом. Реактор с неподвижным слоем и аксиальным потоком имеет простую структуру, удобен в работе и дешев. Однако, контроль перепада давления в реакторе с неподвижным слоем и аксиальным потоком затруднен для чувствительных к давлению реакций, например, для реакции окислительной дегидрогенизации бутилена, и поэтому реализация на практике крупнотоннажного производства невозможна. С другой стороны, реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком обладает благоприятным небольшим перепадом давления для соответствующих реакций, и устройства того же самого производственного масштаба с такими реакторами занимают меньшую площадь, чем нужна для реактора с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Однако, реактор с неподвижным слоем и радиальным потоком обладает сложной структурой и предъявляет весьма высокие требования к разработке однородного распределения газов и к инвестициям в оборудование. Поэтому, реакционная система согласно настоящему изобретению, последовательно соединяющая реакторы неподвижного слоя с аксиальным и радиальным потоками, может в значительной степени использовать соответствующие преимущества этих обоих реакторов. Таким образом, обеспечена возможность гибкого регулирования количества бутилена, соответственно подаваемого в эти два реактора. Кроме того, уменьшен перепад давления реакции, а преобразование бутилена увеличено без больших инвестиций в аппаратуру. Тем временем, поскольку пар полностью входит в расположенные выше по течению реакторы с неподвижным слоем (реактор 101 с неподвижным слоем и радиальным потоком в варианте реализации настоящего изобретения по фиг. 4), высокое отношение воды к бутилену достижимо в каждом реакторе при сравнительно низком значении полного отношения воды к бутилену для аппаратуры в целом, что облегчает управление улучшением термоизоляции и контроль за предотвращением коксования катализатора. Кроме того, уменьшение значения полного отношении воды к бутилену означает эффективное уменьшение энергозатрат.
На фиг. 5 показана реакционная система 200 для окислительной дегидрогенизации бутилена согласно другому варианту реализации настоящего изобретения. Как показано на фигуре, реакционная система 200 содержит размещенный выше по течению реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком и размещенный ниже по течению реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, последовательном соединенные друг с другом. Реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком обладает обычной структурой, а реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком обладает структурой по фиг. 2. Предпочтительно, чтобы была обеспечена возможность размещения теплообменника 203 между реактором 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком и реактором 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком.
Согласно настоящему изобретению, поток 210 подачи бутилена разделен на два потока, то есть, на поток 211 и поток 212, которые соответственно введены в реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком и реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Кислородсодержащий поток 220 также разделен на два потока, то есть, на поток 221 и поток 222, которые соответственно введены в реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком и реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Поток 230 пара введен в реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком.
Таким образом, поток бутилена 211, кислородсодержащий поток 221 и поток 230 пара совместно подаются в реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Эти газы реагируют друг с другом в реакторе 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком и образуют первый выходной поток 240. Первый выходной поток 240 после прохождения через теплообменник 203 подается в реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком вместе с потоком 212 бутилена и кислородсодержащим потоком 222. Эти газы реагируют друг с другом в реакторе 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком и образуют второй выходной поток 250. Второй выходной поток 250 подается в размещенную ниже по течению ступень сепарации для регенерации бутадиена (не показана).
На фиг. 6 показана реакционная система 300 для окислительной дегидрогенизации бутилена согласно другому варианту реализации настоящего изобретения. Как показано на фигуре, реакционная система 300 содержит размещенный выше по течению блок 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком и размещенный ниже по течению реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком, последовательно соединенные друг с другом. Блок 301 реакторов неподвижного слоя содержит два реактора 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком, обладающих обычной структурой и соединенных параллельно друг с другом. Реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком обладает структурой по фиг. 2. Предпочтительно, чтобы была обеспечена возможность размещения теплообменника 303 между блоком 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактором 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком.
Согласно настоящему изобретению поток 310 подачи бутилена разделен на два потока, то есть, на поток 311 и поток 312, которые соответственно подаются в блок 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактор 202 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Кислородсодержащий поток 320 также разделен на два потока, то есть, на поток 321 и поток 322, которые соответственно подаются в блок 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком и реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Поток 330 пара подается в реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком.
Таким образом, поток бутилена 311, кислородсодержащий поток 321 и поток 330 пара совместно подаются в реакторы 301А и 301В блока 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Эти газы реагируют друг с другом в реакторах 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком и образуют первый выходной поток 340. Первый выходной поток 340 после прохождения через теплообменник 303 поступает в реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком вместе с потоком 312 бутилена и кислородсодержащим потоком 322. Эти газы реагируют друг с другом в реакторе 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком и образуют второй выходной поток 350. Второй выходной поток 350 входит в размещенную ниже по течению ступень сепарации (не показана) для регенерации бутадиена.
Использование реакционной системы для окислительной дегидрогенизации бутилена согласно настоящему изобретению будет объяснено на Примерах 9-14 и на Сопоставительном Примере 2 ниже.
Пример 9
-1
-1
Пример 9 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод использует реакционную систему, показанную на фиг. 4. Диаметр реактора 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком равен 4,5 м; высота его слоя катализатора равна 600 мм; а часовая объемная скорость бутилена равна 400 час. Диаметр реактора 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком равен 3,2 м; толщина его слоя катализатора равна 600 мм, а высота равна 6000 мм, отношение высоты к диаметру равно 10; а часовая объемная скорость бутилена равна 300 час.
Скорости подачи бутилена как исходного сырья, воздуха и пара соответственно равны 20000 кг/час, 36000 кг/час и 66000 кг/час. Бутилен как исходное сырье разделен на две части. Поток 111 бутилена, с объемной скоростью потока в 7000 кг/час, смешивается с кислородом и паром, а молярное отношение бутилена к кислороду и к пару равно 1:0,55:15. Затем получившийся в результате поток смеси входит в реактор 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком при температуре 320°C и давлении 0,15 МПа (манометрических). Первый выходной поток 140 с температурой 480°C в выходном отверстии выпуска материала после прохождения через теплообменник 103 смешивается с потоком 112 бутилена и потоком 122 воздуха перед последующим входом в реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Поток 112 бутилена течет со скоростью 13000 кг/час, а бутилен, кислород и пар входят в реактор 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком с молярным отношением, равным 1:0,65:16. Температура реакции в реакторе с неподвижным слоем и радиальным потоком равна 330°C; давление в нем равно 0,1 МПа (манометрических); а второй выходной поток 150 обладает температурой 510°C.
Реакционная система 100 обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 100000 тонн, причем 35% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а остальные 65% проходят обработку в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Степень преобразования бутилена составляет 80%. Энергопотребление завода составляет 1200 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 20 миллионов китайских юаней.
Пример 10
-1
-1
Пример 10 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод использует реакционную систему, показанную на фиг. 5. Диаметр реактора 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком равен 4,5 м; толщина его слоя катализатора равна 600 мм, а высота равна 6000 мм; отношение высоты к диаметру равно 10; а часовая объемная скорость бутилена равна 350 час. Диаметр реактора 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком равен 5 м; высота его слоя катализатора равна 550 мм; а часовая объемная скорость бутилена равна 400 час. Скорости подачи бутилена как исходного сырья, воздуха и пара соответственно равны 20000 кг/час, 36000 кг/час и 66000 кг/час. Бутилен как исходное сырье разделен на две части. Поток 211 бутилена, с объемной скоростью потока в 14000 кг/час, смешан с кислородом и паром, и молярное отношение бутилена к кислороду и к пару равно 1:0,6:10. Затем получившийся в результате смешанный поток поступает в реактор 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком при температуре 320°C и давлении 0,15 МПа (манометрических). Первый выходной поток 240 с температурой 480°C после прохождения через теплообменник 203 смешивается с потоком 212 бутилена и потоком 222 воздуха перед последующим входом в реактор 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Поток 112 бутилена течет со скоростью 6000 кг/час, и бутилен, кислород и пар входят в реактор 202 с неподвижным слоем и радиальным потоком с молярным отношением, равным 1:0,6:16. Температура реакции в реакторе с неподвижным слоем и аксиальным потоком равна 330°C; давление в нем равно 0,12 МПа (манометрических). Второй выходной поток 250 обладает температурой 500°C.
Реакционная система 200 обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 100000 тонн, причем 70% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в реакторе 201 с неподвижным слоем и радиальным потоком, а остальные 30% проходят обработку в реакторе 202 с неподвижным слоем и аксиальным потоком. Степень превращения бутилена составляет 81%. Энергопотребление завода составляет 1200 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 22 миллиона китайских юаней.
Пример 11
-1
-1
Пример 11 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод использует реакционную систему, показанную на фиг. 6. Два параллельно соединенных реактора 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком размещены выше по течению, причем диаметр каждого реактора равен 4 м; высота слоя их катализатора составляет 600 мм; а часовая объемная скорость бутилена равна 400 час. Диаметр реактора 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком равен 3 м; толщина его слоя катализатора равна 600 мм, а высота равна 6000 мм; отношение высоты к диаметру равно 10; а часовая объемная скорость бутилена равна 300 час. Скорости подачи бутилена как исходного сырья, воздуха и пара соответственно равны 20000 кг/час, 35000 кг/час и 64000 кг/час. Бутилен как исходное сырье разделен на две части, причем поток бутилена 311 течет со скоростью 12000 кг/час, и скорость подачи бутилена в обоих реакторах 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком составляет 6000 кг/час. Молярное отношение бутилена к кислороду и к пару равно 1:0,55:15. Температура в реакторе с неподвижным слоем и аксиальным потоком равна 320°C, а давление в нем равно 0,14 МПа (манометрических). Первый выходной поток 340 с температурой 480°C после прохождения через теплообменник 303 смешивают с потоком 312 бутилена и потоком 322 воздуха перед последующим входом в реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Поток 312 бутилена течет со скоростью 8000 кг/час, а бутилен, кислород и пар входят в реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком с молярным отношением, равным 1:0,65:12. Температура реакции в реакторе с неподвижным слоем и аксиальным потоком равна 330°C; давление в нем равно 0,12 МПа маном.. Второй выходной поток 350 обладает температурой 500°C.
Реакционная система обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 106000 тонн, причем 60% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в реакторе 301 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а остальные 40% проходят обработку в реакторе 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Степень превращения бутилена составляет 84%. Энергопотребление завода составляет 1150 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 20 миллионов китайских юаней.
Пример 12
Пример 12 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод по существу представляет собой тот же самый завод, что в Примере 9, за исключением того, что молярное отношение бутилена к кислороду и к пару в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком составляет 1:0.55:8, давление реакции при этом равно 0,20 МПа (манометрических); а давление реакции в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком равно 0,15 МПа (манометрических).
Реакционная система обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 95000 тонн, причем 35% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а остальные 65% проходят обработку в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Степень превращения бутилена составляет 78%. Энергопотребление завода составляет 1300 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 20 миллионов китайских юаней.
Пример 13
Пример 13 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод по существу представляет собой тот же самый завод, что в Примере 9, за исключением того, что диаметр реактора 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком составляет 4,0 м; диаметр реактора 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком составляет 2,8 м; кислород течет со скоростью 7500 кг/час; молярное отношение бутилена к кислороду и к пару в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком составляет 1:0.55:6.
Реакционная система обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 102000 тонн, причем 35% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в реакторе 101 с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а остальные 65% проходят обработку в реакторе 102 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Степень превращения бутилена составляет 83%. Энергопотребление завода составляет 1000 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 18 миллионов китайских юаней.
Пример 14
-1
-1
Пример 14 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод по существу представляет собой тот же самый завод, что в Примере 11, за исключением того, что в реакторах 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком высота каждого из слоев катализатора составляет 700 мм, а часовая объемная скорость бутилена равна 300 час; в реакторе 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком толщина слоя катализатора составляет 650 мм, а его высота 6500 мм, и часовая объемная скорость бутилена равна 400 час; молярное отношение бутилена к кислороду и к пару в реакторах 301А и 301В с неподвижным слоем и аксиальным потоком составляет 1:0,50:10, давление в нем равно 0,15 МПа (манометрических); температура первого выходного потока 340 равна 490°C; бутилен, кислород и пар входят в реактор 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком с молярным отношением 1:0,65:10.
Реакционная система обладает ежегодной производственной мощностью по производству бутадиена в 100000 тонн, причем 55% от всего объема бутилена в качестве исходного сырья проходят обработку в блоке 301 реакторов с неподвижным слоем и аксиальным потоком, а остальные 45% проходят обработку в реакторе 302 с неподвижным слоем и радиальным потоком. Степень превращения бутилена составляет 85%. Энергопотребление завода составляет 1150 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. В реакторы были вложены инвестиции общей суммой 20 миллионов китайских юаней.
Сопоставительный Пример 2
Сопоставительный Пример 2 включает завод с производительностью 100000 тонн/год для производства бутадиена посредством окислительной дегидрогенизации бутилена. Указанный завод использует реакционную систему по фиг. 7. Выбран обычно используемый, одиночный реактор 401 с теплоизолированным и неподвижным слоем катализатора и аксиальным потоком. Бутилен 410 в качестве исходного сырья, воздух 420 и пар 430 текут со скоростью потока 22700 кг/час, 34000 кг/час и 160500 кг/час, соответственно. Молярное отношение бутилена к кислороду и к пару составляет 1:0,6:22. Температура реакции равна 330°C, а давление реакции равно 0,12 МПа (манометрических). Газ 450 на выходе имеет температуру 520°C.
Расход пара в реакционных ступенях составляет 131330 кг/час, энергозатраты завода составляют 1600 кг стандартного топлива на тонну бутадиена. Степень превращения бутилена составляет 65%.
Статистические данные, полученные в вышеупомянутых Примерах и Сравнительном Примере показывают, что при использовании реакционной системы согласно настоящему изобретению степень превращения бутилена может быть улучшена на 10%-20%; объем инвестиций при сохранении того же самого масштаба производства, как для обычной реакционной системы, может быть уменьшен на 10%-30%; и обеспечена возможность экономии энергозатрат более чем на 20%. Таким образом, при использовании настоящего изобретения обеспечена возможность достижения превосходных технических эффектов.
Хотя настоящее изобретение было обсуждено со ссылками на его предпочтительные варианты реализации, оно охватывает область вне определенным образом раскрытых вариантов реализации и может быть распространено на другие альтернативные варианты реализации и/или использования изобретения и на очевидные изменения и эквиваленты элементов изобретения. В частности, при отсутствии структурных конфликтов, технические характерные особенности, раскрытые в каждом варианте реализации настоящего изобретения, могут любым способом быть скомбинированы друг с другом. Объем раскрытого здесь изобретения не должен быть ограничен частными описанными выше вариантами реализации, но должен охватывать любые и все технические решения в рамках объема последующих пунктов формулы изобретения.