BRPI0611992A2 - reator para a produção de cloro e processo para a produção de cloro - Google Patents

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BRPI0611992A2
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Yasuhiko Mori
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Sumitomo Chemical Co
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Abstract

REATOR PARA A PRODUçãO DE CLORO E PROCESSO PARA A PRODUçãO DE CLORO. A presente invenção refere-se a um reator para a produção de cloro de acordo com a presente invenção que é um reator tipo trocador térmico multitubular para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio, caracterizado pelo fato de que um interior de uma estrutura de reator é dividido em uma direção axial do tubo por uma divisão em uma pluralidade de regiões tal que os meios térmicos individualmente circulam através das respectivas regiões divididas; o dito reator compreendendo um meio de controle de temperatura para controlar a temperatura de pelo menos um meio térmico selecionado de ditos meios térmicos, os meios de controle da temperatura sendo um refrigerador e/ou um aquecedor; os catalisadores tendo diferentes atividades catalíticas são carregados na forma de camadas a partir das entradas em direção às saídas dos tubos de reação do reator, os catalisadores sendo catalisadores de óxido de rutênio; e 40 % ou menos do rutênio total está na região dos tubos de reação variando da entrada do tubo de reação a menos do que 50 % do comprimento do tubo de reação, enquanto 60 % ou mais do rutênio total está na região dos tubos de reação variando de 50 a 100 % do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação. Um processo para a produção de cloro de acordo com a presente invenção é caracterizado pelo fato de que o processo é realizado mediante o uso do reator acima, e compreende a etapa de fornecer um gás contendo cloreto de hidrogênio e um gás contendo oxigênio para dentro do reator acima de modo a oxidar o cloreto de hidrogênio com o oxigênio em uma pressão de 0,1 a 1 MPaG e uma temperatura de 200 a 500<198>C.

Description

Relatório Descritivo da Patente de Invenção para "REATOR PARA A PRODUÇÃO DE CLORO E PROCESSO PARA A PRODUÇÃO DE CLORO"
Campo da Invenção
A presente invenção refere-se a um reator para a produção de cloro e a um processo para a produção de cloro mediante o uso do reator. Mais especificamente, a invenção se refere a um reator para a produção de cloro, que pode manter uma atividade de catalisador estável através de um uso efetivo de catalisadores, assim como a um processo para constante- mente produzir cloro a partir e cloreto de hidrogênio com rendimento elevado por meio do reator.
Antecedentes da Invenção
Cloro é útil como uma matéria-prima para a produção de cloreto de vinila, compostos de isocianato, policarbonatos, hidrocarbonetos clorados e similares. A produção destes envolve uma geração de grandes quantida- des de cloreto de hidrogênio como um subproduto. Métodos para a produção de cloro pela oxidação do subproduto cloreto de hidrogênio na presença de um catalisador têm sido conhecidos durante um longo tempo. Em tais méto- dos, um catalisador Deacon, um catalisador de oxido de crômio, um catali- sador de oxido de rutênio ou similar é utilizado (ver JP H9-67103, EP0743277 e USP5871707, por exemplo). O cloro obtido pode ser usado como a matéria-prima do cloreto de vinila, do isocianato, dos policarbonatos e dos hidrocarbonetos clorados, e assim uma autocirculação de cloro pode ser executada em cada um dos seus processos de produção.
O método que utiliza o catalisador Deacon ou o catalisador de óxido de crômio é conduzido em temperaturas relativamente elevadas. As- sim, uma existência de catalisador não é bastante longa neste método. Além do mais, o método que utiliza os catalisadores de óxido de crômio envolve um problema de tratamento de um crômio nocivo.
O método que usa um catalisador de óxido de rutênio é preferí- vel visto que possui uma vida de catalisador mais longa. Isto é devido a este método poder ser executado em temperaturas mais baixas do que as tempe- raturas para o caso do método que utiliza o catalisador Deacon ou o catali- sador de oxido de crômio. No entanto, existe um desejo para um método industrialmente melhorado que pode eficientemente produzir cloro mediante o uso de um catalisador mais eficazmente.
Descrição da Invenção
Um objetivo da presente invenção é fornecer um reator para a produção de cloro, que pode manter uma atividade de catalisador estável através de um uso efetivo de catalisadores. Um outro objetivo da presente invenção é fornecer um processo para constantemente produzir cloro a partir de cloreto de hidrogênio com rendimento elevado por meio do reator acima.
De acordo com a presente invenção, é fornecido um reator tipo trocador térmico multitubular para uso na produção de cloro mediante a oxi- dação do cloreto de hidrogênio com oxigênio, em que um interior de uma estrutura do reator é dividido em uma direção axial do tubo por pelo menos uma divisão em uma pluralidade de regiões, o reator compreendendo um meio de controle de temperatura para controlar a temperatura de pelo menos um meio aquecido selecionado de meios térmicos que individualmente circu- lam através daquelas respectivas regiões divididas.
De acordo com a presente invenção, é também fornecido um processo para a produção de cloro, em que o processo é executado por meio de um reator tipo trocador térmico multitubular para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio em que um interior de uma estrutura de reator é dividido em uma direção de axial do tubo em pelo menos uma divisão em uma pluralidade de regiões; dito reator que compreende um controle de temperatura de pelo menos um meio térmi- co selecionado de meios térmicos que individualmente circulam através da- quelas respectivas regiões divididas, o processo compreendendo a etapa de fornecer um gás contendo cloreto de hidrogênio e um gás contendo oxigênio em dito reator de modo a oxidar o cloreto de hidrogênio com o oxigênio em uma pressão de 0,1 a 1 MPaG e uma temperatura de 200 a 500°C.
Com o uso do reator da presente invenção, os catalisadores po- dem ser eficazmente usados em uma atividade catalítica pode ser mantida estável. Como um resultado, o cloro pode ser constantemente produzido a partir do cloreto de hidrogênio com rendimento elevado. Breve Descrição dos Desenhos
A figura 1 é uma vista esquemática que mostra um exemplo de um reator para a produção de cloro de acordo com a presente invenção;
A figura 2 é uma vista esquemática que apresenta um outro e- xemplo do reator para a produção de cloro de acordo com a invenção;
A figura 3 é uma vista que mostra uma distribuição de tempera- tura de camadas de catalisador, que foi obtida no Exemplo; e
A figura 4 é uma vista que mostra as transições da taxa de con- versão de HCL, que foi obtida no Exemplo.
Melhor Modo para Realizar a Invenção
O reator para a produção de cloro de acordo com a presente invenção é um reator tipo trocador térmico com uma pluralidade de tubos, em que um interior de uma estrutura de reator é dividida em uma direção axial do tubo mediante a(s) divisão(ões) em uma pluralidade de regiões, o reator compreendendo um meio de controle da temperatura para controlar a temperatura de pelo menos um meio térmico selecionado de meios térmicos que individualmente circulam através daquelas respectivas regiões divididas.
Em seguida, o reator para a produção de cloro de acordo com a invenção será descrito com referência aos desenhos que acompanham.
A figura 1 é uma vista em corte transversal que esquematica- mente ilustra o reator para a produção de cloro de acordo com a invenção. O reator (1) para a produção de cloro, que é um reator tipo trocador térmico multitubular, principalmente compreende tubos de reação (2) e uma estrutu- ra de reator (3). Os tubos de reação (2) são fixados na estrutura do reator (3) por meio de uma placa de tubo superior (10) e uma placa de tubo inferior (12).
A estrutura de reator (3) é dividida em uma direção axial dos tu- bos em regiões de quatro estágios (31 - 34) por divisões. O número das re- giões divididas não é limitada a 4, e é tipicamente de 2 a 10, preferivelmente de 3 a 8, e mais preferivelmente de 4 a 6. Quando o número das regiões for 3 ou mais, especialmente 4 ou mais, a quantidade exotérmica por região unitária se torna relativamente pequena de modo que o efeito do reator (1) seja promovido. A partir deste ponto de vista, é preferível que o número das regiões seja 3 ou mais, especialmente 4 ou mais.
De modo a dividir a estrutura do reator (3) em uma pluralidade de regiões (31 - 34), a divisão (11) tal como uma placa de tubos intermediá- ria ou uma placa segregadora é tipicamente usada. A placa de tubos inter- mediária é uma divisão que é fornecida na estrutura do reator (3) em contato íntimo com os tubos de reação (2) de modo que os meios térmicos (C1, C2) não se movam entre as duas regiões adjacentes (31, 32). A placa segrega- dora é uma divisão que é fornecida na estrutura do reator (3) tal que um es- paço entre cada divisão e cada tubo de reação (2) é formada, em cujo caso os meios térmicos (C1, C2) podem levemente se mover entre as duas regi- ões adjacentes (31,32).
Os meios térmicos (C) a serem circulados através das respecti- vas regiões (31 - 34) são selecionados como requerido dependendo de uma temperatura de reação desejada, facilidade na manipulação do meio térmico e similares. Exemplos dos meios térmicos (C) incluem: meios térmicos inor- gânicos consistindo em substâncias inorgânicas tais como sal fundido (por exemplo, HTS; Sal de Transferência Térmica), por exemplo, uma mistura de 40 % em massa de nitrito de sódio, 7 % em massa de nitrato de sódio e 53 % em massa de nitrato de potássio ou uma mistura de 50 % em massa de nitrito de sódio e 50 % em massa de nitrato de potássio; os meios térmicos orgânicos consistindo em uma mistura de alquilbifenilas, bifenilas e óxidos de difenila, uma mistura de bifenilas e éteres difenílicos, trifenilas, toluenos de dibenzila, alquilbenzenos, alquilnaftalenos, arilalquilas ou similar; água; líquidos iônicos; similares.
Nas regiões (31 - 43) formadas dentro da estrutura do reator (3), uma placa defletora (13) pode ser fornecida para ajustar a direção de fluxo dos meios térmicos (C1 - C4). A placa defletora pode estar na forma de dis- co, disco com aberturas, disco segmentário ou similar. Tipicamente, a placa defletora (13) é fornecida de modo que a direção de fluxo do meio térmico (C1) se torne geralmente ortogonal aos tubos de reação (2). A placa defleto- ra (13) pode ser fornecida em todas as regiões (31 - 34) ou apenas na(s) região(ões) da(s) qual(is) é/são desejada(s) particularmente eliminar o calor da reação com alta eficiência. Da mesma forma, o número das placas defle- toras pode diferir de região para região. O número de placas defletoras a ser fornecido para uma região (por exemplo, região 31) é tipicamente de 1 a 7 mais ou menos. As placas defletoras, quando usadas em números plurais, são comumente colocadas tais que suas aberturas são alternadas uma com a outra como descrito na USP Nq 3807963.
Como descrito acima, os meios térmicos (C1 - C4) individual- mente circulam através das respectivas regiões (31 - 34). O reator compre- ende um meio de controle de temperatura para controlar a temperatura de pelo menos um meio térmico selecionado dos meios térmicos acima (C1 - C4). É preferível que o meio de controle de temperatura seja fornecido para cada uma das regiões divididas.
A fim de controlar a(s) temperatura(s) de reação na(s) regi- ão(ões) por pelo menos um meio de controle da temperatura, a(s) tempera- tura(s) do(s) meio(s) térmico(s) em circulação é/são controlada(s). O meio de controle de temperatura fornecido para cada uma das regiões divididas é um refrigerador e/ou um aquecedor.
No reator (1) ilustrado na figura 1, o meio de controle da tempe- ratura é fornecido para cada uma das regiões. As bombas de circulação (61 - 64) e os refrigeradores (81 - 84) são fornecidos para aquelas respectivas regiões divididas. As bombas de circulação (61 - 64) individualmente transfe- rem os respectivos meios térmicos (C1 - C4) tais que os meios térmicos (C1 - C4) individualmente circulam através dos respectivos refrigeradores (81 - 84). Como um resultado, os meios térmicos resfriados (C1 - C4) são indivi- dualmente circulados através das respectivas regiões divididas (31 - 34).
Por exemplo, por individualmente controlar as temperaturas res- friadas dos meios térmicos (C1 - C4) por meio dos respectivos refrigeradores (81 - 84), as temperaturas dos meios térmicos (C1 - C4) que circulam atra- vés das respectivas regiões podem ser individualmente controladas de modo que as respectivas regiões (31 - 34) sejam individualmente afetadas.
Além disso, o reator (1) compreende aquecedores (41 - 44) de modo a individualmente aquecer os respectivos meios de circulação (C1 - C4). Cada um dos aquecedores (41 - 44) é fornecido sobre a tubulação entre cada uma das válvulas reguladoras de fluxo (U1 - U4) e cada uma das regi- ões (31 - 34). Por meio dos aquecedores (41 - 44), todos os meios térmicos (C1 - C4) que circulam através das regiões (31 - 34) podem ser individual- mente aquecidos, independentemente um do outro.
A figura 2 é uma vista em corte transversal que esquematica- mente ilustra outro reator para a produção de cloro de acordo com a inven- ção. Este reator é também um reator tipo trocador térmico multitubular em que as regiões de quatro estágios (31 - 34) são formadas, como no caso do reator ilustrado na figura 1.
Em um caso do reator (1) ilustrado na figura 2, os meios térmi- cos (C1 - C4) para as respectivas regiões (31 - 34) são resfriados mediante o uso de um meio térmico pré-resfriado (CO). Em outras palavras, este reator (1) compreende as bombas de circulação (61 - 64) e tanques de circulação (51 - 54) para as respectivas regiões (31 -34) em que as bombas de circula- ção (61 - 64) individualmente circulam os respectivos meios térmicos (C1 - C4) através das respectivas regiões (31 - 34) e dos respectivos tanques de circulação (51 - 54), em cujo caso o meio térmico pré-resfriado (CO) é distri- buído aos respectivos tanques de circulação (51 - 54). Mediante a distribui- ção do meio térmico preliminarmente resfriado (CO) aos tanques de distribui- ção (51 - 54), os meios térmicos (C1 - C4) usados para as regiões (31 - 34) são resfriados. As temperaturas dos meios térmicos (C1 - C4) que circulam através das respectivas regiões podem ser individualmente medidas por termômetros colocados nos respectivos tanques de circulação (51 - 54) e/ou nas respectivas regiões (31 - 34). As respectivas regiões divididas (31 - 34) podem ser individualmente afetadas de modo que as temperaturas dos mei- os térmicos (C1 - C4) nas respectivas regiões divididas (31 - 34) alcançam as temperaturas predeterminadas, por exemplo, mediante o controle das quantidades dos meios térmicos distribuídos (CO) por meio das válvulas re- guladoras de fluxo (V1 - V4), cada uma das válvulas sendo fornecidas entre um tanque de meio térmico (7) e cada um dos tanques de circulação (51 - 54).
Neste reator (1), um refrigerador (8) é fornecido para o tanque de meio térmico (7) de modo que o meio térmico (CO) seja resfriado por este refrigerador (8). Como um refrigerante para o refrigerador (8), a água é ade- quadamente utilizada, em cujo caso o vapor resultante pode ser usado para o processo de modo que uma recuperação eficiente do calor de reação é obtida. Excesso de meios térmicos (C1 - C4) que inundam os tanques de circulação (51 - 54) são alimentados ao tanque de meio térmico (7). É prefe- rível que os tanques de circulação (51 - 54) sejam fornecidos tão próximos às respectivas regiões divididas (31 - 34) quanto possíveis porque o com- primento da tubulação entre cada região e cada tanque de circulação é re- duzido. Alternativamente, um preaquecedor (9) é fornecido ao tanque de meio térmico (7) de modo a aquecer o meio térmico (CO). Neste caso, o meio térmico (CO) pode ser aquecido para alcançar uma temperatura prede- terminada em um início ou similar, seguido pelo suprimento aos tanques de circulação (51 - 54). Como o preaquecedor (9), um aquecedor elétrico pode ser preferivelmente usado.
Em um caso onde o interior da estrutura de reator (3) do reator (1) for dividido pelas placas segregadoras, é preferível que os níveis de lí- quido dos meios térmicos (C1 - C4) nos tanques de circulação (51 - 54) se- jam os mesmos de um com o outro visto que os meios térmicos (C1 - C4) são impedidos de se mover entre os limítrofes das regiões (31 - 34). É tam- bém preferível que as taxas de fluxo do meio térmico que circula através das regiões (31 - 34) e dos tanques de circulação (51 - 54) sejam reguladas pelo fluxo de circulação que regula as válvulas (U1 - U4) de modo a minimizar o movimento dos meios térmicos (C1 - C4) entre os limítrofes das regiões divi- didas (31 - 34). Os níveis de líquido dos meios térmicos nos tanques de cir- culação (51 - 54) podem ser medidos por calibradores convencionais de ní- vel (não mostrados).
O reator (1) compreende um aquecedor (41) para o aquecimento do meio térmico (C1) da região (31) independentemente dos meios térmicos (C2 - C4) das outras regiões (32 - 34). O aquecedor (41) pode ser um aque- cedor elétrico ou um aquecedor tipo trocador térmico, por exemplo. É prefe- rível que o aquecedor elétrico seja usado.
A figura 2 ilustra que o aquecedor (41) é fornecido apenas para a região (31). No entanto, é preferível que os aquecedores sejam fornecidos para as respectivas regiões (31 - 34), como no reator ilustrado na figura 1 porque as temperaturas das respectivas regiões (31 - 34) podem ser contro- ladas mais extamente.
Como as bombas de circulação (61 - 64) do reator ilustrado nas figuras 1 e 2, as bombas de fluxo axial, bombas centrífugas-vórtices ou simi- lares podem ser usadas. É preferível que as bombas volutas centrífugas tipo vertical sejam utilizadas.
Além disso, as partes do reator que devem estar em contato di- reto com um gás de processo (por exemplo, gás circulando nos tubos de reação) são produzidas de níquel ou forro de níquel.
Mediante o uso do reator (1) da invenção, as temperaturas das respectivas regiões divididas podem ser exatamente controladas mais facil- mente como requerido, de modo que as regiões possam ser facilmente man- tidas nas temperaturas de reação desejadas mesmo quando, por exemplo, uma quantidade menor do composto de matéria-prima fornecida (A) e uma quantidade exotérmica da reação exotérmica estiverem envolvidas.
Por exemplo, quando o composto de matéria-prima (A), antes que suficientemente pré-aquecido, for fornecido aos tubos de reação (2), a temperatura de reação se torna baixa nos arredores das aberturas dos tubos de reação (2). No entanto, com a provisão do aquecedor (41) para o aque- cimento do meio térmico (C1) nos arredores das entradas da região (31), como ilustrado nas figuras 1 e 2, é possível aquecer apenas o meio térmico (C1) da região (31) sem aquecimento dos meios térmicos (C2 - C4) das ou- tras regiões (32 - 34). Como um resultado, é facilmente realizável manter a região (31) em uma temperatura de reação predeterminada enquanto se mantêm as outras regiões (31 - 34) nas temperaturas de reação predetermi- nadas.
Visto que os catalisadores carregados nos arredores das entra- das (31) dos tubos de reação (2) tendem a se deteriorar relativamente mais no princípio, os catalisadores carregados nos arredores das saídas (34) ten- dem a se deteriorar relativamente mais devagar. Portanto, quando os catali- sadores localizados na região (31) correspondendo aos arredores das entra- das têm se deteriorado com o resultado de um rendimento reduzido na regi- ão 31, o catalisador (C4) localizado na região (34) que corresponde aos ar- redores das saídas pode ser depois aquecido para aumentar a temperatura de reação na região (34), e desse modo o rendimento obtido nesta região (34) pode ser aumentado.
O controle das temperaturas não é limitado àquele como ilustra- do nas figuras 1 e 2 em que as bombas de circulação são fornecidas para as respectivas regiões divididas para obter as circulações dos respectivos mei- os térmicos. Nenhum tanque de circulação é possível, por exemplo. Neste caso, os meios térmicos são distribuídos a partir de um tal tanque de meio térmico como ilustrado na figura 2 através das válvulas de regulação do fluxo e os refrigerador(es) ou aquecedor(es) às respectivas regiões divididas, e depois os meios térmicos distribuídos são devolvidos diretamente a partir das respectivas regiões para o tanque de meio térmico.
Em cada um dos tubos de reação, é típico que os catalisadores tendo diferentes atividades catalíticas sejam carregados na forma de cama- das. Preferivelmente, os catalisadores são carregados tais que uma ativida- de catalítica seja mais elevada a partir das entradas em direção às saídas dos tubos de reação. Mais especificamente, os catalisadores tendo diferen- tes atividades catalíticas devido às suas diferentes composições ou métodos de produção e/ou tamanhos de partícula são utilizados. Alternativamente, os catalisadores são diluídos com cargas produzidas apenas de uma substân- cia inerte e/ou um suporte, de modo que eles tenham diferentes atividades catalíticas.
Alternativamente, uma substância inerte pode ser carregada nas partes de entrada e/ou nas partes de saída das camadas catalisadoras, e/ou a substância inerte pode ser carregada entre as camadas catalisadoras. A substância inerte é uma substância sólida que é inativa ao gás de processo, e pode ser massas moldadas produzidas de alumina, sílica, carboneto de silício, níquel ou similar. É particularmente preferível que as massas esféri- cas produzidas de α-alumina sejam usadas.
Os catalisadores são carregados em cada um dos tubos de rea- ção, tais que as respectivas partes do tubo localizadas nas respectivas regi- ões divididas da estrutura do reator tenham diferentes atividades cataiíticas umas com as outras. No entanto, não é necessário limite para isto. Por e- xemplo, uma pluralidade de catalisadores tendo diferentes atividades catalí- ticas pode ser carregada em uma parte de cada tubo de reação, cuja parte é localizada em uma das regiões divididas. Também, os catalisadores tendo as mesmas atividades catalíticas uns aos outros podem ser carregados em uma pluralidade das partes adjacentes de cada tubo de reação, cujas partes estão localizadas em uma pluralidade das regiões adjacentes. Em outras palavras, as divisões da estrutura e as regiões catalisadoras tendo diferentes atividades catalíticas necessariamente não necessitam estar em uma cor- respondência de uma a uma.
Como o catalisador para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio, os catalisadores de oxido de rutênio são preferíveis. Em particular, os catalisadores de oxido de rutê- nio em que o oxido de rutênio é sustentado em um suporte contendo oxido de titânio são mais preferíveis.
Como estes catalisadores de oxido de rutênio, aqueles que são preparados de acordo com os métodos descritos na JP H9-67103 A e JP 2000-281314 A são preferivelmente usados.
Um catalisador particularmente adequado para a presente in- venção pode ser um catalisador de oxido de rutênio sustentado ou um cata- lisador tipo oxido compósito de oxido de rutênio que contém de 1 a 20 % em peso de oxido de rutênio e que possui um tamanho médio (diâmetro central) de 1,0 a 10,0 nm, mas não limitado a este.
Como a configuração do catalisador, o catalisador é usado na forma de partículas esféricas, grânulos cilíndricos, forma extrusada, forma de anel ou forma de favo, ou uma forma granula com um tamanho apropriado obtido pela pulverização e classificação de um material moldado. Neste ca- so, o diâmetro de catalisador é preferivelmente não mais do que 5 mm. A razão para isto é que o diâmetro de catalisador de mais do que 5 mm pode causar uma deterioração da atividade catalítica. O limite inferior do diâmetro de catalisador não é particularmente limitado, mas os diâmetros de catalisa- dor excessivamente menores devem levar a perdas de pressão aumentadas nas camadas catalisadoras carregadas. Assim, os catalisadores com diâme- tros de catalisador de 0,5 mm ou mais são tipicamente utilizados. É obser- vado que o termo "diâmetro de catalisador", como aqui usado, se refere a um diâmetro de esferas para formas de partículas esféricas, um diâmetro de um corte transversal para formas de palhetas cilíndricas, e um diâmetro má- ximo de um corte transversal para as outras formas.
Em um caso onde os catalisadores de oxido de rutênio são usa- dos, cerca de 40 % ou menos da quantidade total de Ru é carregado na re- gião dos tubos de reação variando da entrada do tubo de reação a menos do que 50 % do comprimento do tubo de reação, enquanto cerca de 60 % ou mais da quantidade total do Ru é carregado na região dos tubos de reação variando de 50 a 100 % do comprimento de tubo a partir da entrada do tubo de reação. É preferível que cerca de 10 % ou menos da quantidade total de Ru seja carregada na região dos tubos de reação variando da entrada do tubo de reação a menos do que 20 % do comprimento do tubo de reação, e cerca de 40 % ou mais da quantidade total do Ru é carregado na região dos tubos de reação variando de 70 a 100 % do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação. É mais preferível que cerca de 10 % ou menos da quantidade total de Ru seja carregado na região dos tubos de reação variando da entrada do tubo de reação a menos do que 20 % do comprimento do tubo de reação, 25 % ou menos da quantidade total do Ru é carregado na região dos tubos de reação variando de 20 % a menos do que 50 % do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de rea- ção, 30 % ou menos da quantidade total do Ru seja carregado na região dos tubos de reação variando 50 % a menos do que 70% do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação, e 40% ou mais da quantidade total do Ru sejam carregados na região dos tubos de reação va- riando de 7% a 100% do comprimento do tubo de reação a partir da en- trada do tubo de reação. Devido a uma tal distribuição de Ru, um controle desejável da temperatura pode ser executada (por exemplo, uma geração de calor excessiva atribuível à carga de catalisadores de alta atividade nas par- tes de entrada do reator pode ser impedida), e desse modo, uma taxa de conversão desejada do cloreto de hidrogênio pode ser obtida.
A produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogê- nio com oxigênio é realizada pelo uso do reator acima descrito (isto é, um reator tipo trocador térmico multitubular em que o interior da estrutura do reator é dividido na direção axial do tubo em pelo menos uma divisão, e um meio de controle da temperatura é fornecido em pelo menos uma das regi- ões divididas para controlar a temperatura do meio térmico circulante), e pre- ferivelmente pela carga dos catalisadores de oxido de rutênio descritos aci- ma em uma maneira como descrito acima.
O gás de cloreto de hidrogênio é fornecido no reator em que uma condição de pressão é de cerca de 0,1 a 1 MPaG, preferivelmente de cerca de 0,1 a 0,8 MPaG, mais preferivelmente cerca de 0,1 a 0,6 MPaG e uma condição de temperatura é de cerca de 200 a 500°C, preferivelmente de cerca de 200 a 380°C. As temperaturas de reação demasiadas baixas podem fazer com que uma taxa de conversão do cloreto de hidrogênio dimi- nua, enquanto as temperaturas de reação elevadas podem fazer com que os componentes catalíticos se volatizem.
O cloreto de hidrogênio em uma forma gasosa é fornecido no reator. A origem do cloreto de hidrogênio não é limitativa. Por exemplo, o gás de cloreto de hidrogênio obtido de uma fonte de geração de cloreto de hidrogênio pode ser diretamente fornecido no reator. Alternativamente, o gás de cloreto de hidrogeno pode ser absorvido em água para dar ácido clorídri- co, e neste caso um gás de cloreto de hidrogênio novo a ser fornecido no reator pode ser obtido mediante o aquecimento do ácido clorídrico resultan- te.
Em um caso onde o cloreto de hidrogênio contém, como impure- zas, alguns compostos de desativação dos catalisadores (por exemplo, substância orgânica, composto de enxofre ou similar), a pureza do cloro re- sultante pode diminuir, as substâncias policloradas podem ser geradas, ou a atividade catalítica pode se deteriorar. Portanto, antes do fornecimento do cloreto de hidrogênio, estas impurezas são removidas por um processo de adsorção usando absorventes, um processo de lavagem de água ou similar.
Em um caso onde um gás de cloreto de hidrogênio contiver, co- mo impurezas, um sulfeto de carbonila ou outras substâncias que são inso- lúveis em água, o gás cloreto de hidrogênio é absorvido em água de modo a dar ácido clorídrico. Isto leva a uma remoção das impurezas. O gás de clore- to de hidrogênio novo a ser fornecido pode ser obtido pelo aquecimeto do ácido clorídrico resultante. Por meio de um carvão ativado ou similar, os compostos orgânicos podem ser removidos antes do suprimento. Em um caso onde o cloreto de hidrogênio está em um estado gasoso, as substân- cias orgânicas podem ser diretamente removidas por uma adsorção deste no carvão ativado ou similar. Em tal caso, alternativamente, as substâncias orgânicas podem ser em primeiro lugar condensadas através de um proces- so de pressurização e um processo de esfriamento de modo que algumas delas são preliminarmente removidas, seguido pela sujeição a um processo de remoção por adsorção usando o carvão ativado ou similar. As impurezas podem incluir compostos aromáticos tais como benzeno, tolueno, cloroben- zeno, diclorobenzeno e nitrobenzeno. Estes compostos aromáticos podem ser removidos pelo carvão ativado visto que eles tendem a ser adsorvidos no carvão ativado sob a condição de fase gasosa ou condição de fase líquida.
O carbono ativado usado em que as substâncias orgânicas foram adsorvidas pode ser regenerado por um método conhecido, por exemplo, a dessorção das substâncias orgânicas do carvão ativado pode ser executada por um processo de aeração usando um nitrogênio aquecido, ar ou outros gases. A regeneração do carvão ativado leva a uma reutilização do carvão ativado.
Os compostos orgânicos de ponto de ebulição baixo tais como etano, propa- no, dicloroetano e clorofórmio são difíceis de serem adsorvidos no carvão ativado. Assim, em um caso onde um gás de cloreto de hidrogênio contiver os compostos orgânicos de ponto de ebulição baixo, o gás de cloreto de hi- drogênio pode ser absorvido em água para o propósito de remoção da maio- ria dos compostos orgânicos, e neste caso um gás de cloreto de hidrogênio novo a ser fornecido pode ser obtido pelo aquecimento do ácido clorídrico resultante.
A geração de cloreto de hidrogênio do ácido clorídrico é realiza- da tipicamente mediante o fornecimento do ácido clorídrico a uma torre de extração tal como uma torre acondicionada, seguida pelo aquecimento por meio de uma caldeira de recozer usando vapor. Neste caso, o ácido clorídri- co tendo uma composição azeotrópica (cerca de 20 % em peso) pode ser tipicamente obtido. Este ácido clorídrico pode ser usado para qualquer pro- pósito se a sua concentração for adequada, ou pode ser adequadamente reciclado em uma usina de geração de cloreto de hidrogênio de modo a ser usado para uma absorção de cloreto de hidrogênio.
A quantidade de vapor requerida para a etapa de aquecimento em um processo de geração do cloreto de hidrogênio diminui com a concen- tração crescente do cloreto de hidrogênio contido no ácido clorídrico. É pre- ferível que a quantidade do vapor de aquecimento seja reduzida mediante a troca de calor entre um ácido clorídrico de temperatura elevada extraído da parte inferior da torre e um ácido clorídrico fornecido. A torre de extração pode ser produzida de tântalo, carbono, forro de fluororresina. Em particular, é preferível utilizar o forro de fluororresina em que lâminas de fluororresina são fornecidas em uma tal colocação dupla que o espaço entre as lâminas se comunica com o exterior, como descrito na JP 2003-63591 A.
A reação é realizada sob uma condição de pressão de cerca de 0,1 a 1 MpaG. De modo a obter tal condição de pressão, o gás de cloreto de hidrogênio é pressurizado por um compressor conhecido (soprador). O com- pressor pode ser um compressor de fluxo axial tipo turbo, compressor centrí- fugo, compressor recíproco tipo deslocamento, compressores tipo rosca ou similar. O compressor a ser usado é selecionado em consideração de uma pressão necessária e uma taxa de fluxo. É preferível que um gás de cloreto de hidrogênio seco seja pasteurizado visto que tal gás pode impedir uma corrosão do compressor.
Como um oxigênio para a reação, um gás contendo oxigênio é usado. Tal gás pode ser gás de oxigênio ou ar. É preferível que o gás tenha uma concentração de oxigênio de 80 % em volume ou mais. É mais preferí- vel que o gás tenha uma concentração de oxigênio de 90 % em vol ou mais. O gás pode conter não apenas oxigênio, mas também nitrogênio (N2), argô- nio (Ar), gás dióxido de carbono (CO2) e similares.
Em um caso da concentração de oxigênio mais baixa do que 80 % em vol, uma concentração de oxigênio do gás que é obtido pela etapa de refinamento e consiste principalmente no oxigênio não reagido pode se tor- nar demasiada baixa. Como um resultado, em alguns casos, a quantidade do gás fornecida à etapa de reação seria reduzida em uma etapa de circula- ção. O gás contendo oxigênio tendo uma concentração de oxigênio de 80 % em vol ou mais, pode ser obtido por um processo industrial convencional tal como um processo de oscilação de pressão de ar ou um processo de sepa- ração de temperatura baixa (processo de separação criogênica).
A quantidade molar teórica de oxigênio em relação a 1 mol de cloreto de hidrogênio é 0,25 mol. É preferível fornecer mais do que a quanti- dade teórica de oxigênio. É mais preferível fornecer de 0,25 a 2 mois de oxi- gênio em relação a 1 mol de cloreto de hidrogênio. Quantidades demasiadas pequenas de oxigênio podem fazer com que uma taxa de conversão do clo- reto de hidrogênio diminua, enquanto grandes quantidades de oxigênio po- dem causar, em alguns casos, uma dificuldade na separação do cloro obtido e do oxigênio não reagido um do outro.
Em geral, uma mistura de um gás contendo cloreto de hidrogê- nio e um gás contendo oxigênio é suprida para dentro do reator. No entanto, de modo que uma distribuição de temperatura dentro das camadas de cata- lisador seja uniformizada para um uso efetivo das camadas catalisadoras assim como para uma atividade cataiítica estável, a reação é preferivelmente realizada na presença de umidade (água). A relação molar de umidade para cloreto de hidrogênio é preferivelmente de 0,001 a 1,0, mais preferivelmente de 0,005 a 1,0, o mais preferível de 0,01 a 1,0. As reações molares igual- mente pequenas de umidade para cloreto de hidrogênio podem tornar difícil uniformizar a distribuição de temperatura dentro das camadas catalisadoras, enquanto as relações molares igualmente grandes de umidade para cloreto de hidrogênio podem fazer com que uma taxa de conversão do cloreto de hidrogênio diminua.
O método para adicionar umidade pode ser selecionado dos se- guintes métodos:
Um método de simplesmente fornecer umidade em um gás de cloreto de hidogênio;
• Um método de gerar cloreto de hidrogênio a partir do ácido clo- rídrico em que a umidade é adicionada ao gás de cloreto de hidrogênio re- sultante visto que a umidade é levada pelo gás de cloreto de hidrogênio re- sultante; e
• Um método de adicionar umidade mediante a execução de um processo de umedecimento a um gás de oxigênio não reagido que deve ser adicionado a um gás de cloreto de hidrogênio, o gás de oxigênio não reagido sendo obtido após a reação mediante extração do gás do produto de reação contendo o cloro gerado e um cloreto de hidrogênio não reagido.
O cloreto de hidrogênio é fornecido em uma taxa de suprimento de tipicamente 10 a 2000 h"1, preferivelmente de 200 a 1000 h"\ mais prefe- rivelmente de 300 a 700 h"1, em GHSV (cloreto de hidrogênio (volu- me)/catalisador (volume) em 0°C e 0,1 Mpa).
Os gases a serem reagidos são aquecidos de modo que a rea- ção prossiga, não apenas mediante o fornecimento dos gases a serem rea- gidos no reator, mas também por individualmente circular os meios térmicos aquecidos através das respectivas regiões divididas formadas na estrutura do reator.
Tipicamente, os meios térmicos tendo as temperaturas de cerca de 260 a 280°C são em primeiro lugar circulados através das respectivas regiões divididas. Devido às atividades catalíticas das camadas catalisado- ras carregadas, as temperaturas das camadas catalisadoras mudam durante um tempo. O controle das temperaturas dos meios térmicos é executada de modo que uma diferença (ATmax) entre uma temperatura do meio térmico e a temperatura máxima de cada camada catalisadora (cada zona de reação em cada tubo de reação) localizada dentro de cada uma das regiões dividi- das permanece dentro de uma faixa predeterminada, tipicamente de O0C a 40°C. Por exemplo, em um caso onde um interior da estrutura de reator é dividido em cinco regiões de modo que cinco zonas de reação são formadas, a ATmax de cada zona de reação é fixada como se segue: a ATmax para a primeira zona de reação do lado de entrada do reator deve ser fixada em 15 a 40°C, preferivelmente em 20 a 35°C; a ATmax para a segunda zona de reação do lado de entrada do reator deve ser fixada em 10 a 30°C, preferi- velmente em 15 a 25°C; a ATmax para a terceira zona de reação do lado de entrada do reator deve ser fixada em 10 a 25°C, preferivelmente em 10 a 20°C; e a ATmax para a quarta e a quinta zonas de reação do lado de entra- da do reator devem ser fixadas de 0 a 15°C, preferivelmente de 5 a 10°C. Se a diferença de temperatura ATmax alcança mais de 40°C, pode ocorrer uma fuga de temperatura, que leva a uma impossibilidade do controle de tempe- ratura, indesejavelmente. A ATmax pode ser medida por um sensor de tem- peratura fornecido em uma parte central do tubo de reação ao longo da dire- ção axial do tubo. Tipicamente, uma pluralidade dos sensores de temperatu- ra é fornecida em uma pluralidade dos tubos de reação com uma conexão emparelhada de um sensor de temperatura para um tubo de reação. Em ca- da tubo de reação, é fornecida uma pluralidade de pontos de detecção de temperatura que diferem um do outro ao longo da direção axial do tubo. Isto leva a uma medição simultânea de uma pluralidade de ATmax para as res- pectivas zonas de reação. Em um caso onde os gases a serem reagidos contêm algum composto que desativa os catalisadores, a atividade de catali- sador pode deteriorar a partir do lado de entrada do reator, de modo que a posição que indica ATmax deve ser mudada em direção ao lado a jusante do reator. Portanto, para uma medição exata de ATmax, existe uma necessida- de de mudar os pontos de detecção do sensor de temperatura. Sob esse aspecto, o uso de um termômetro de múltiplos pontos permite uma medição fácil da ATmax, desejavelmente. O termômetro de múltiplos pontos é um sensor de temperatura em que uma pluralidade de pontos de medição da temperatura é fornecida.
Mediante a implementação de tal controle de temperatura, as taxas de conversão de cloreto de hidrogênio nas respectivas saídas da pri- meira até a quinta zonas de reação vêm a ser de cerca de 15 a 25%, de cera de 35 a 45%, de cerca de 50 a 60%, de cerca de 65 a 75%, e de cer- ca d 80 a 90%, respectivamente. As taxas de conversão para as respectivas zonas de reação (exceto para a zona de reação de saída) podem ser espe- radas a partir das experiências, em que um objetivo específico é obter um taxa de conversão final de cerca de 80 a 90%.
Quando a reação prossegue, a atividade catalítica gradualmente se deteriora em cada zona de modo que a taxa de conversão do cloreto de hidrogênio gradualmente diminui. Portanto, mediante a manutenção da ATmax dentro da faixa anteriormente mencionada, a temperatura do meio térmico para a primeira zona de reação é aumentada para alcançar um tal controle em que a taxa de conversão final é mantida dentro da faixa anteri- ormente mencionada. Em seqüência, a temperatura aumenta do meio térmi- co para a primeira zona de reação, a temperatura aumenta dos meios térmi- cos para a segunda zona de reação e depois para a terceira zona de reação que são realizadas sucessivamente. É, no entanto, típico que a temperatura da última zona de reação em que o catalisador tendo a atividade catalítica mais elevada é carregado seja aumentada para o mínimo possível. Final- mente, quando a temperatura mais elevada das zonas de reação se tornou acima de 500°C, preferivelmente acima de 400°C, uma regeneração do ca- talisador pode ser executada.
O gás de produto de reação é colocado em contato com a água ou o ácido clorídrico de modo a ser resfriado, e também para absorver um gás de cloreto de hidrogênio não reagido nele, como descrito acima. Isto é realizado mediante o uso de uma torre de absorção tal como uma torre a- condicionada através da qual um ácido clorídrico é circulado. Tipicamente, por meio da torre de absorção com múltiplos estágios, o gás de cloreto de hidrogênio não reagido é absorvido no ácido clorídrico. Nesta torre de absor- ção, o ácido clorídrico de concentração baixa é colocado em circulação no último estágio, e o ácido clorídrico em circulação do estágio sucessor é for- necido ao estágio precedente.
A torre de absorção é produzida de tântalo, forro de fluororresi- na, forro de resina de cloreto de vinila, carbono ou similar. É preferível utili- zar o tântalo. É também preferível utilizar o forro de fluororresina em que lâminas de fluororresina são fornecidas em uma tal colocação dupla que o espaço entre as lâminas se comunica com o exterior, como descrito na JP 2003-63591 A.
O ácido clorídrico obtido devido à absorção de cloreto de hidro- gênio não reagido pode ser aquecido por uma torre de extração tal como uma torre acondicionada para gerar um gás de cloreto de hidrogênio para reutilizar como um gás a ser reagido. É também possível que o cloro dissol- vido do ácido clorídrico seja removido ao colocá-lo em contato com um gás inerte tal como ar por meio de uma torre acondicionada ou similar para for- necer um ácido clorídrico não contendo nenhum cloro. Este ácido clorídrico pode ser usado como produtos, como requerido mediante o ajuste da sua concentração.
Tipicamente, o ácido clorídrico de concentração baixa é preferi- velmente usado para um processo de absorção de cloreto de hidrogênio mediante a reciclagem em usinas de geração de cloreto de hidrogênio, ou de outra maneira usado para qualquer propósito se a sua concentração for a- dequada. É também possível empregar um processo de destilação de dois estágios descrito na JP2001-139305 A em que as pressões dos dois está- gios são diferentes uma da outra. Neste processo, o cloreto de hidrogênio é obtido do ácido clorídrico anteriormente mencionado no primeiro estágio de destilação de modo a ser reciclado no sistema de reação enquanto a água é separada de dentro do sistema de processo no segundo estágio de destila- ção, e desse modo o rendimento acentuado de cloro pode ser alcançado. O processo é selecionado como requerido em consideração do equilíbrio de ácido clorídrico ou da energia a ser usada.
Tipicamente, um gás de produto de reação contendo cloro do qual o cloreto de hidrogênio não reagido foi removido por absorção é secado mediante o uso de ácido sulfúrico.
De modo a reduzir a quantidade do ácido sulfúrico usado, o gás do produto de reação do qual o cloreto de hidrogênio foi removido mediante absorção é preferivelmente resfriado para cerca de 15 a 20°C de modo que a quantidade da umidade arrastada é reduzida. Temperaturas mais elevadas podem fazer com que a quantidade da umidade arrastada aumente, enquan- to as temperaturas mais baixas podem fazer com que os hidratos de cloro sejam depositados.
Como no caso de uma remoção absortiva do cloreto de hidrogê- nio, a secagem do gás de produto de reação é realizada por meio de uma torre de secagem como uma torre acondicionada através da qual o ácido sulfúrico é circulado. Com esta torre de secagem, o teor de umidade do gás de produto de reação é reduzido para 10 ppm (volume) ou mais baixo. Tipi- camente, é preferível utilizar uma torre de secagem com uma bandeja de cobertura de bolhas e uma embalagem, como descrito na JP 2004-217455 A.
Mediante o uso de uma torre acondicionada com múltiplos está- gios em que o ácido sulfúrico concentrado é colocado em circulação no últi- mo estágio, e o ácido sulfúrico em circulação do estágio subseqüente é for- necido aos estágios precedentes, o teor de umidade pode ser removido. Ti- picamente, quando 98 % em peso do ácido sulfúrico forem fornecidos à torre acondicionada, de 70 a 80 % em peso de ácido sulfúrico é obtido da torre acondicionada.
De 70 a 80 % em peso do ácido sulfúrico resultante é usado pa- ra um processo de neutralização, ou é descartado após sua neutralização. Neste caso, o cloro dissolvido do ácido sulfúrico resultante é removido ao colocá-lo em contato com um gás inerte (por exemplo, ar) por meio de uma torre acondicionada ou similar.
A torre de secagem é produzida de hastelloy, forro de fluororre- sina, forro de resina de cloreto de vinila ou similar.
O gás de produto de reação seco contendo o cloro é passado através de um separador de névoa em que a névoa de ácido sulfúrico arras- tada é eliminada. Como o separador de névoa, aquela conhecida pode se usada, mas não limitada a esta. Preferivelmente, um separador de névoa acondicionado com lã de vidro é usado.
Subseqüentemente, o gás de produto de reação contendo cloro é comprimido para cerca de 0,5 a 5 MPa e resfriado para cerca de -10 a - 40°C de modo que o cloro é condensado, e desse modo o gás de oxigênio não reagido é separado. Como o compressor, os compressores de fluxo axi- al tipo turbo, compressores centrífugos, compressores recíprocos tipo deslo- camento, compressores tipo rosca e outros mais podem ser usados. O com- pressor a ser usado é selecionado em consideração de uma pressão neces- sária e uma taxa de fluxo.
O cloro condensado é armazenado como cloro líquido, de modo que possa ser posteriormente evaporado para uso em várias reações de cloração. Alternativamente, o cloro condensado é carregado em recipientes ou cilindros para expedição.
A mera condensação e o esfriamento do gás de produto de rea- ção levam a uma concentração elevada de oxigênio do cloro condensado resultante. Portanto, o cloro líquido e o gás não condensado, que são obti- dos pelas etapas de esfriamento e condensação, são fornecidos em uma torre de destilação tal como uma torre acondicionada em que um gás eleva- do é condensado, e depois o líquido condensado resultante é submetido a refluxo na torre de destilação, e um gás contendo oxigênio (isto é, gás não condensado) é separado e coletado. Sob esse aspecto, mediante a extração de cloro líquido da parte inferior da torre, o cloro líquido tendo um teor de oxigênio menor pode ser obtido. É também possível que o gás de produto de reação comprimido seja diretamente fornecido para a torre de destilação em que o gás elevado é condensado, e depois o líquido condensado é submeti- do a refluxo na torre de destilação, e um gás contendo oxigênio (isto é, gás não condensado) é separado e coletado. Mesmo neste caso, o cloro líquido tendo um teor de oxigênio menor pode ser extraído da parte inferior da torre.
Além disso, é, por exemplo, preferível que, no esfriamento do gás de produto de reação comprimido, o gás de produto de reação seja permutado termicamente com o cloro líquido usado para a formação de um gás de cloro. Neste caso, o gás de produto de reação é resfriado pelo calor latente do cloro líquido, enquanto o gás de cloro é obtido do cloro líquido. Tal troca de calor com o material resfriado e o material aquecido é preferível em termos de economia de energia.
O gás contendo oxigênio separado que contém o cloro arrastado é tipicamente coletado e reciclado para a reação. Neste caso, o gás pode conter a névoa de ácido sulfúrico no processo de secagem. É, portanto, pre- ferível que o gás contendo oxigênio a ser reciclado seja lavado ao colocá-lo em contato com a água em uma torre acondicionada ou uma torre depurado- ra de gás descrita na JP 2002-136825 A.
A torre depuradora de gás é produzida de forro de fluororresina, forro de resina de cloreto de vinila, titânio, carbono ou similar.
O gás contendo oxigênio separado pode conter não apenas o cloro arrastado, mas também dióxido de carbono, nitrogênio e outros mais, e que o dióxido de carbono é atribuível à oxidação de substâncias orgânicas como impurezas através da reação, e o nitrogênio é atribuível à sua fuga do compressor. Tais dióxido de carbono e nitrogênio tendem a ser acumulados através de um processo de reciclagem, e é desta maneira típico que uma parte deles seja eliminada e depois descartada.
Exemplos
Mais abaixo, a presente invenção será descrita com maiores de- talhes por meio de seus exemplos, mas a invenção não é limitada aos exemplos.
<1> Preparação de catalisadores
(1) Catalisador 1:
Óxido de titânio e α-alumina foram misturados entre si em uma relação de massa de 34 : 66 (óxido de titânio : alumina), seguido pela mistu- ra com adição de água pura. A mistura resultante foi extrudada em uma for- ma colunar de 1,5 mm de diâmetro, e depois secada e pulverizada em com- primentos de cerca de 2 a 4 mm. O produto moldado obtido foi cozido no forno em atmosfera de ar ao redor de 600°C durante 3 horas. Como um re- sultado, um suporte (veículo) consistindo em uma mistura do oxido de titânio e da α-alumina foi obtido.
O suporte foi subseqüentemente impregnado com uma solução aquosa de cloreto de rutênio, e após secar, cozido no forno em atmosfera de ar a 250°C durante 2 horas. Como um resultado, um oxido de rutênio susten- tado foi obtido em que o oxido de rutênio foi sustentado no suporte em uma taxa de suporte de 1% em massa.
(2) Catalisador 2:
Óxido de titânio e α-alumina foram misturados entre si em uma relação de massa de 34 : 66 (óxido de titânio : alumina), seguido pela mistu- ra com adição de água pura. A mistura resultante foi extrudada em uma for- ma colunar de 1,5 mm de diâmetro, e depois secada e pulverizada em com- primentos de cerca de 2 a 4 mm. O produto moldado obtido foi cozido no forno em atmosfera de ar ao redor de 700 a 730°C durante 3 horas. Como um resultado, um suporte consistindo em uma mistura do óxido de titânio e da α-alumina foi obtido.
O suporte foi subseqüentemente impregnado com uma solução aquosa de cloreto de rutênio, e após secar, cozido no forno em atmosfera de ar a 250°C durante 2 horas. Assim, um óxido de rutênio sustentado foi obtido em que o óxido de rutênio foi sustentado no suporte em uma taxa de suporte de 2 % em massa.
(3) Catalisador 3:
Óxido de titânio e α-alumina foram misturados entre si em uma relação de massa de 50 : 50 (óxido de titânio : alumina). Subseqüentemente, uma massa de 12,8 de sol de óxido de titânio (CBS produzida por Sakai Chemical Industry Co., Ltd., contendo 39 % de óxido de titânio) em relação a uma massa de 100 de uma mistura do óxido de titânio e da α-alumina foi diluída com água pura e depois misturada. A mistura resultante foi extrudada em uma forma colunar de 1,5 mm de diâmetro, e depois secada e pulveriza- da em comprimentos de cerca de 2 a 4 mm. O produto moldado obtido foi cozido no forno em atmosfera de ar ao redor de 650 a 680°C durante 3 ho- ras. Como um resultado, um suporte consistindo em uma mistura do oxido de titânio e da α-alumina foi obtido.
O suporte foi subseqüentemente impregnado com uma solução aquosa de cloreto de rutênio, e após secar, cozido no forno em atmosfera de ar a 250°C durante 2 horas. Como um resultado, um oxido de rutênio susten- tado foi obtido em que o oxido de rutênio foi sustentado no suporte em uma taxa de suporte de 4 % em massa.
<2> Reator
Como um reator para a produção de cloro, um reator similar ao reator ilustrado na figura 2 foi usado. É observado que o aquecedor (41) foi fornecido para cada uma das regiões divididas (31 - 34).
O reator foi um reator tipo trocador térmico multitubular tendo as seguintes especificações de esboço:
• tubos de reação 159 Ni cada um tendo um comprimento de 4200 mm, um diâmetro interno de 18 mm e uma espessura de parede de 1,7 mm;
• uma disposição triangular eqüilateral dos tubos de reação com um passo de tubo de reação de 27 mm;e
a estrutura do reator tendo um diâmetro interno de 450 mm.
Os sensores de temperatura foram inseridos nos respectivos cinco tubos de reação que foram eqüidistantemente dispostos em uma gran- de extensão próxima da região intermediária entre o centro e a parede ex- terna da estrutura.
As placas de tubos e as coberturas do canal foram produzidas principalmente de aço carbono, e suas superfícies a serem colocadas em contato com um gás de processo foram revestidas com placas finas de Ni mediante a execução de um processo de ligação por explosão. O interior da estrutura do reator foi dividido em quatro regiões, em que uma placa de tu- bos intermediária de 60 mm de espessura foi colocada em uma posição de 745 a 805 mm de uma extremidade superior da placa de tubos, uma placa de divisão de 6 mm de espessura foi colocada em uma posição de 1505 a 1511 da entrada, e uma placa de tubos intermediária de 60 mm de espessu- ra foi colocada em uma posição de 2805 a 2865 mm da entrada. As placas de tubos intermediárias e os tubos de reação foram ligados entre si mediante a execução de uma técnica de expansão do tubo de contato com a camada externa, enquanto uma abertura de 0,2 mm foi formada entre cada placa e cada tubo de reação. Da mesma forma, juntas de expansão foram ajustadías sobre as paredes da estrutura do reator das regiões divididas pelas placas de tubos intermediárias.
Todos os tubos de reação foram carregados com os catalisado- res de oxido de rutênio sustentados acima. Especificamente, 30 kg de Cata- lisador 1 foram carregados em uma posição de 227 a 736 mm da entrada do reator, 80 kg de Catalisador 2 foram carregados em uma posição de 817 a 2158 mm da entrada do reator, e 114 kg de Catalisador 3 foram carregados em uma posição de 2176 a 4180 mm da entrada do reator. No resto das re- giões interiores dos reatores de tubo, os glóbulos de α-alumina foram carre- gados. Como um resultado desta carga, 4,7 % da quantidade total de rutênio foram localizados em 0 a 18 % da região do tubo da entrada do reator, 24,6 % da quantidade total de rutênio foram localizados em 18 a 54 % da região do tubo da entrada do reator, e 70,7 % da quantidade total de rutênio foram localizados em 54 a 100 % da região do tubo da entrada do reator.
Como um meio térmico, um sal de fusão em que nitrato de po- tássio e nitrito de sódio foram misturados em uma relação de 50 % em peso a 50 % em peso foi usado. O nitrato de potássio e o nitrito de sódio cada um não contendo nenhuma substância orgânica (por exemplo, inibidores de consolidação) foram usados, e foi anteriormente confirmado por um calorí- metro DSC que eles não seriam termicamente decompostos em uma tempe- ratura variando da temperatura ambiente até 500°C.
O meio térmico foi fundido mediante o aquecimento indireto com um vapor de 220°C no tanque de meio térmico. Subseqüentemente, o meio térmico fundido foi aquecido para 260 a 280°C mediante a sua passagem através de um circuito de difusão através de um aquecedor elétrico por meio de uma bomba voluta centrífuga tipo vertical fornecida pelo tanque de meio térmico, após por ser fornecido às respectivas regiões divididas por quatro do reator. Um circuito de difusão foi fornecido para cada uma das regiões divididas, e os meio térmicos foram individualmente circulados através das respectivas regiões divididas em uma taxa de fluxo de cerca de 20 m3/h por meio de bombas volutas centrífugas do tipo vertical.
<3> Reação de oxidação do cloreto de hidrogênio
Mediante o fornecimento de 35 % em peso de ácido clorídrico em 650 kg/h a uma torre de extração (torre acondicionada), e aquecimento do ácido clorídrico para cerca de 146°C na parte inferior da torre, um gás de cloreto de hidrogênio como uma matéria-prima foi obtido da parte superior da torre da torre de extração. A taxa de fluxo do cloreto de hidrogênio obtido foi de cerca de 90 Nm3/h, a sua temperatura foi de cerca de 75°C, e a con- centração de cloreto de hidrogênio desta foi de cerca de 98,6 % em peso, o componente restante sendo umidade. A pressão interna da torre foi de cerca de 251 KPaG. A partir da parte inferior da torre, água de ácido clorídrico ten- do uma composição quase azeotrópica foi obtida.
O gás contendo cloreto de hidrogênio e o gás de oxigênio cole- tado descrito abaixo (oxigênio: 71,5 % em peso, cloro: 21,8% em peso, etc., ao redor de 26 Nm3/h) foram misturados entre si. O gás misturado foi aque- cido para cerca de 170°C por um trocador térmico produzido de tântalo, com o vapor servindo como a fonte de calor, e depois disso misturado com cerca de 19 Nm3/h de oxigênio pré-aquecido (pureza: 99,7% em volume, outros componentes: argônio e nitrogênio). A mistura de gás resultante foi aquecida para cerca de 200°C por meio de um trocador térmico produzido de níquel com vapor servindo como a fonte de calor, seguido pela sua introdução no reator descrito acima em que uma reação de oxidação do cloreto de hidro- gênio foi realizada.
O gás que sai da saída do reator foi liberado para uma torre de absorção em que cerca de 150 kg/h de água foram supridos a partir da parte superior da torre da torre de adsorção de modo que o gás de cloreto de hi- drogênio não reagido foi absorvido na água, e desse modo o ácido clorídrico resultante é coletado da parte inferior da torre da torre de absorção. A con- centração do ácido clorídrico coletado foi de cerca de 10 % em peso. Neste exemplo, o ácido clorídrico coletado foi submetido a um processo de extra- ção usando ar para eliminar o cloro dissolvido, e depois disso foi neutraliza- do e depois descartado.
O gás que sai da parte superior da torre da torre de absorção foi subseqüentemente introduzido a uma torre de secagem a fim de ser coloca- do em contato com 3 kg/h de 98 % em peso de ácido sulfúrico concentrado. Como um resultado, o gás acima foi secado em um tal nível que um teor de umidade deste foi de cerca de 10 ppm em vol ou mais baixo.
O gás seco foi subseqüentemente introduzido a um filtro tipo cin- tilante para extrair por separação a névoa de ácido sulfúrico, e depois intro- duzido em um compressor recíproco de modo que a pressão do gás foi au- mentada até 870 KPaG. O gás comprimido foi introduzido a uma torre de destilação em que dois trocadores térmicos tipo chaleira que servem como condensadores foram fornecidos na parte de cima da torre, suas partes do tubo sendo conectadas em série uma a outra. Nesta torre de destilação, o gás que sai da parte superior da torre foi introduzido nos trocadores térmicos tipo chaleira, e desse modo o gás foi resfriado. O cloro líquido descrito abai- xo foi introduzido na parte da estrutura do primeiro estágio do condensador de modo a ser vaporizado, e desse modo o gás que sai da parte superior da torre foi resfriado para cerca de -10°C devido ao calor latente resultante da vaporização. O hidrocarboneto fluorado (R-22) foi vaporizado no segundo estágio da parte da estrutura, e desse modo o gás do primeiro estágio do condensador foi resfriado para cerca de -30°C. O líquido condensado resul- tante foi usado com um líquido de refluxo. Um pouco do gás não condensa- do que tinha passado através da parte do tubo do segundo estágio do con- densador, cuja taxa de fluxo era de cerca de 26 Nm3/h, foi lavado com água para eliminar a névoa de ácido sulfúrico, seguido pela sua introdução no sis- tema de reação como o oxigênio coletado descrito acima. Além disso, de modo a manter a torre de destilação em uma pressão de cercade 850 KPaG, um pouco do gás não condensado foi usado com um gás de purga. A taxa de fluxo do gás de purga foi de cerca de 0,5 a 1 Nm3/h. A destilação foi realizada por meio de uma caldeira de recozer exocíclica fornecida na parte inferior da torre de destilação em que o líquido da parte inferior da torre foi aquecido para uma temperatura de cerca de 30°C com água quente a 60°C que serve como uma fonte de calor. Como um resultado, o cloro líquido refinado foi obtido da parte inferior da torre. O cloro líquido resultante foi introduzido na parte da estrutura do primeiro está- gio do condensador fornecido na parte superior da torre a fim ser gaseifica- do, seguido por outro aquecimento. Como um resultado, cerca de 125 kg/h de gás de cloro foi finalmente obtido em que uma pureza de cloro foi de 99,7 % em vol.
Após a introdução do gás de matéria-prima para ser reagido, os valores de ATmax para as respectivas camadas de catalisador (zonas de reação) localizadas nas respectivas regiões divididas da estrutura do reator foram controlados como se segue. Logo que a reação começou com tempe- raturas do meio térmico de 265 a 280°C, as temperaturas da primeira até a quarta zonas de reação foram individualmente controladas tais que a ATmax para a primeira e a segunda zonas de reação foi mantida para ser de 20 a 30°C e a ATmax para a terceira e a quarta zonas de reação foi mantida para ser de 0 a 20°C, e desse modo a taxa de conversão na saída do reator foi mantida para estar em uma faixa de 80 a 90 %. A taxa de conversão foi de- terminada a partir da quantidade do gás de cloreto de hidrogênio introduzida no reator, a taxa de fluxo e a concentração do ácido clorídrico não reagido coletado da torre de absorção. Devido à deterioração da atividade catalítica durante um tempo, a ATmax inclinou-se a diminuir gradualmente. Assim, a temperatura do meio térmico da primeira zona de reação foi elevada em graus. No entanto, quando a temperatura da primeira zona de reação alcan- çou além de 380°C, não foi mais elevada e as temperaturas do meio térmico das outras zonas de reação foram controladas. Desta maneira, a reação foi conduzida continuamente durante 14600 horas. As distribuições de tempera- tura das camadas catalisadoras após 997 horas depois do começo da rea- ção, e as distribuições de temperatura após 14595 horas depois do começo da reação são mostradas na figura 3 juntamente com as temperaturas do meio térmico medidas. Uma temperatura média das camadas catalisadoras após 997 horas foi de 319°C, enquanto uma temperatura média das cama- das catalisadoras após 14595 horas foi de 364°C. A temperatura média de 364°C após 14595 horas foi devido ao fato de que as temperaturas do meio térmico para as respectivas camadas foram elevadas com a deterioração do catalisador. As transições da taxa de conversão de HCL na saída do reator a partir do começo da reação até que um ponto final da reação são mostradas na figura 4. A taxa de conversão foi de cerca de 80 a 90 %, resultando em uma taxa média de conversa de cerca de 85 %.
A presente invenção como descrita acima inclui os seguintes aspectos:
O primeiro aspecto: Um reator para a produção de cloro, que é um reator tipo trocador térmico multitubular para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio, em que um inte- rior de uma estrutura de reator é dividido em uma direção axial do tubo em pelo menos uma divisão em uma pluralidade de regiões, o reator compreen- dendo um meio de controle de temperatura ambiente para controlar a tempe- ratura de pelo menos um meio térmico selecionado de meios térmicos que individualmente circulam através das respectivas regiões divididas.
O segundo aspecto: O reator como definido no primeiro aspecto, em que o interior da estrutura do reator é dividido em 2 a 10 regiões de es- tágio.
O terceiro aspecto: O reator como definido no primeiro ou no segundo aspecto, em que o meio de controle de temperatura compreende um refrigerador e/ou um aquecedor.
O quarto aspecto: O reator como definido em qualquer um do primeiro ao terceiro aspectos, em que os catalisadores tendo diferentes ati- vidades catalíticas são carregados na forma de camadas a partir das entra- das em direção às saídas dos tubos de reação do reator.
O quinto aspecto: O reator como definido em qualquer um do primeiro até o terceiro aspectos, em que os catalisadores são carregados tais que uma atividade catalítica é mais elevada a partir das entradas em direção às saídas dos tubos de reação.
O sexto aspecto: O reator como definido em qualquer um do primeiro até o quinto aspectos, em que uma substância inerte é carregada nas partes de entrada e/ou nas partes de saída das camadas catalisadoras e/ou entre as camadas catalisadoras, as camadas catalisadoras sendo car- regadas em tubos de reação do reator.
O sétimo aspecto: O reator como definido em qualquer um do quarto ao sexto aspectos, em que os catalisadores são catalisadores de oxi- do de rutênio.
O oitavo aspecto: O reator como definido no sétimo aspecto, em que 40% ou menos do rutênio total está na região dos tubos de reação vari- ando da entrada do tubo de reação a menos do que 50% do comprimento do tubo de reação, enquanto 60% ou mais do rutênio total está na região dos tubos de reação variando de 50 a 100% do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação.
O nono aspecto: Um processo para a produção de cloro, carac- terizado pelo fato de que o processo compreende a etapa de fornecer um gás contendo cloreto de hidrogênio e um gás contendo oxigênio dentro do reator como definido em qualquer um do primeiro ao oitavo aspectos de mo- do a oxidar o cloreto de hidrogênio com o oxigênio em uma pressão de 0,1 a 1 MPaG e uma temperatura de 200 a 500°C.
O décimo aspecto: O processo como definido no nono aspecto, em que o cloreto de hidrogênio é fornecido em uma taxa de fornecimento (GHSV) de 100 a 200/hr por quantidade dos catalisadores carregados, com base na temperatura e pressão padrão.
O décimo primeiro aspecto: O processo como definido no nono ou décimo aspecto, em que uma relação molar do oxigênio para o cloreto de hidrogênio é de 0,25 a 2.
O décimo segundo aspecto: O processo como definido nono as- pecto, o processo ainda compreendendo a etapa de coleta do cloreto de hi- drogênio e/ou oxigênio não reagidos de modo a fornecê-los no reator.
O décimo terceiro aspecto: O processo como definido no nono aspecto, o processo ainda compreendendo as etapas de:
medir as temperaturas da camadas catalisadoras carregadas em cada tubo de reação por meio de um sensor de temperatura tal que as tem- peraturas das respectivas camadas catalisadoras localizadas dentro das respectivas regiões divididas sejam obtidas; e
controlar uma temperatura de cada meio térmico tal que uma diferença (ATmax) entre temperatura máxima de cada camada catalisadora e cada temperatura do meio térmico permanece estando em uma faixa pre- determinada.
O décimo quarto aspecto: O processo como definido no décimo terceiro aspecto, em que a ATmax permanece estando na faixa de 0 a 40°C.
O décimo quinto aspecto: O processo como definido no décimo terceiro aspecto, em que o sensor de temperatura é um termômetro de múl- tiplos pontos em que uma pluralidade de pontos de medição é fornecida.
Aplicabilidade Industrial
De acordo com a presente invenção, os catalisadores podem ser eficazmente usados e uma atividade catalítica pode ser mantida estável, de modo que o cloro possa ser constantemente produzido a partir do cloreto de hidrogênio com rendimento elevado.
Numerais de Referência:
1: Reator para a produção de cloro
2: Tubo de reator
3: Estrutura do reator
7: Tanque de meio térmico
8: Refrigerador
9: Preaquecedor
10: Placa superior para tubos (placa de tubo superior)
11: Divisão (placa divisória)
12: Placa inferior para tubos (placa de tubo inferior)
13: Placa defletora
31 - 34: Regiões divididas
41 - 44: Aquecedor 51 - 54: Tanque de circulação
61 - 64: Bomba de circulação
81 - 84: Refrigerador
A: Composto de matéria-prima
B: Produto
CO - C4: Meio térmico
U1 - U4: Válvula de regulação de fluxo
V1 - V4: Válvula de regulação de fluxo

Claims (5)

1. Reator para a produção de cloro, caracterizado pelo fato de que é um reator do tipo trocador térmico multi-tubular para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio, em que um interior de uma estrutura de reator é dividido em uma direção axial do tubo por uma divisão em uma pluralidade de regiões de modo que os meios térmicos individualmente circulem através das respectivas regiões divididas; o dito reator compreende um meio de controle de temperatura para pelo menos um meio térmico selecionado dos ditos meios térmicos, os meios de controle da temperatura sendo um refrigerador e/ou um aquecedor; os catalisadores tendo diferentes atividades cataiíticas sendo carregados na forma de camadas a partir das entradas em direção às saídas dos tubos de reação do reator, os catalisadores sendo catalisadores de óxi- do de rutênio; e - 40% ou menos do rutênio total está na região dos tubos de rea- ção variando da entrada do tubo de reação a menos do que 50 % do com- primento do tubo de reação, enquanto 60 % ou mais do rutênio total está na região dos tubos de reação variando de 50 a 100 % do comprimento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação.
2. Processo para a produção de cloro, caracterizado pelo fato de que: o processo é executado usando um reator tipo trocador térmico multi-tubular para uso na produção de cloro mediante a oxidação de cloreto de hidrogênio com oxigênio, em que um interior de uma estrutura de reator é dividido em uma direção axial do tubo por uma divisão em uma pluralidade de regiões tal que os meios térmicos individualmente circulam através das respectivas regiões divididas; o dito reator compreendendo um meio de con- trole da temperatura para pelo menos um meio térmico selecionado dos di- tos meios térmicos, os meios de controle da temperatura sendo um refrige- rador e/ou um aquecedor; os catalisadores tendo diferentes atividades cataií- ticas sendo carregados na forma de camadas a partir das entradas em dire- ção às saídas dos tubos de reação do reator, os catalisadores sendo catali- sadores de oxido de rutênio; e 40 % ou menos do rutênio total está na região dos tubos de reação variando da entrada do tubo de reação a menos do que 50 % do comprimento do tubo de reação, enquanto 60 % ou mais do rutênio total está na região dos tubos de reação variando de 50 a 100 % do compri- mento do tubo de reação a partir da entrada do tubo de reação, o processo compreendendo a etapa de fornecer um gás conten- do cloreto de hidrogênio e um gás contendo oxigênio para dentro de dito rea- tor de modo a oxidar o cloreto de hidrogênio com o oxigênio em uma pres- são de 0,1 a 1 MPaG e uma temperatura de 200 a 500°C.
3. Processo de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de que ainda compreende as etapas de: medir as temperaturas das camadas catalisadoras em cada tubo de reação por meio de um sensor de temperatura de modo que as tempera- turas das respectivas camadas catalisadoras localizadas dentro das respec- tivas regiões divididas sejam obtidas; e controlar uma temperatura de cada meio térmico de modo que uma diferença (ATmax) entre a temperatura máxima de cada camada catali- sadora e cada temperatura do meio térmico permanece sendo em uma faixa predeterminada.
4. Processo de acordo com a reivindicação 3, caracterizado pelo fato de que a dita ATmax permanece estando na faixa de 0 a 40°C.
5. Processo de acordo com a reivindicação 3, caracterizado pelo fato de que o sensor de temperatura é um termômetro de múltiplos pontos em que uma pluralidade de pontos de medição é fornecida.
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Families Citing this family (16)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP4785515B2 (ja) * 2005-12-08 2011-10-05 住友化学株式会社 塩素の製造方法
JP4263195B2 (ja) 2006-02-20 2009-05-13 住友化学株式会社 塩化水素酸化反応装置および塩化水素酸化反応方法
US20100015034A1 (en) * 2007-02-28 2010-01-21 Albemarle Corporation Processes for oxidizing hydrogen bromide to produce elemental bromine
DE102007016973A1 (de) 2007-04-10 2008-10-16 Bayer Materialscience Ag Regenerativer Adsorptionsprozess zur Entfernung organischer Komponenten aus einem Gasstrom
DE102007020144A1 (de) * 2007-04-26 2008-10-30 Bayer Materialscience Ag Kondensations-Adsorptionsprozess zur Entfernung organischer Komponenten aus einem Chlorwasserstoff enthaltenden Gasstrom
JP2010030831A (ja) * 2008-07-29 2010-02-12 Sumitomo Chemical Co Ltd 塩素の製造方法
JP5130155B2 (ja) 2008-08-28 2013-01-30 住友化学株式会社 塩素の製造方法
JP2010138002A (ja) * 2008-12-09 2010-06-24 Sumitomo Chemical Co Ltd 塩素の製造方法
JP5315578B2 (ja) * 2008-12-22 2013-10-16 住友化学株式会社 塩素の製造方法
US7985381B2 (en) * 2009-02-06 2011-07-26 Uop Llc Utilization of baffles in chlorination zone for continuous catalyst regeneration
JP5636601B2 (ja) * 2010-03-11 2014-12-10 住友化学株式会社 固定床反応器による塩素の製造方法
CN109153621A (zh) * 2016-02-26 2019-01-04 国际壳牌研究有限公司 烷烃氧化脱氢(odh)
KR102235559B1 (ko) * 2019-03-22 2021-04-02 (주)제이엘씨 촉매반응장치
KR102246681B1 (ko) * 2019-03-22 2021-04-30 (주)제이엘씨 촉매반응장치
CN111450787A (zh) * 2020-03-31 2020-07-28 无锡银燕化工装备科技有限公司 一种用于连续洗涤的反应器
CN119186407A (zh) * 2024-11-28 2024-12-27 福大紫金氢能科技股份有限公司 一种采用熔盐供热的氨分解制氢系统

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3807963A (en) 1972-03-09 1974-04-30 J Smith Reaction apparatus
EP0383224B1 (en) * 1989-02-17 1992-09-16 Jgc Corporation Shell-and-tube apparatus having an intermediate tube plate
JP3284879B2 (ja) 1995-05-18 2002-05-20 住友化学工業株式会社 塩素の製造方法
NO961970L (no) 1995-05-18 1996-11-19 Sumitomo Chemical Co Fremgangsmåte for fremstilling av klor
JP3870596B2 (ja) 1998-02-16 2007-01-17 住友化学株式会社 塩素の製造方法
JP3606147B2 (ja) * 1999-01-22 2005-01-05 住友化学株式会社 塩素の製造方法
US6977066B1 (en) * 1999-01-22 2005-12-20 Sumitomo Chemical Company, Limited Method for producing chlorine
ZA200004211B (en) * 1999-08-31 2001-02-14 Nippon Catalytic Chem Ind Method for catalytic gas phase oxidation.
JP4182608B2 (ja) 1999-11-10 2008-11-19 住友化学株式会社 塩化水素と水の分離回収方法
JP3570322B2 (ja) * 2000-01-13 2004-09-29 住友化学工業株式会社 塩素の製造方法
WO2001060743A1 (fr) * 2000-01-19 2001-08-23 Sumitomo Chemical Company, Limited Procede de production du chlore
JP4002080B2 (ja) 2000-08-21 2007-10-31 住友化学株式会社 硫酸ミスト除去装置
JP2003083833A (ja) * 2001-06-26 2003-03-19 Sumitomo Chem Co Ltd 熱交換プロセスの異常検知方法
JP2003063591A (ja) 2001-08-22 2003-03-05 Nippon Valqua Ind Ltd 耐薬品性シートライニングタンク
DE10258180A1 (de) * 2002-12-12 2004-06-24 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Chlor durch Gasphasenoxidation von Chlorwasserstoff
JP2004217455A (ja) 2003-01-14 2004-08-05 Sumitomo Chem Co Ltd 塩素ガスの乾燥装置
EP1767266B1 (en) * 2004-05-28 2011-08-24 Sumitomo Chemical Company, Limited Heat exchange reactor

Also Published As

Publication number Publication date
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