RS50361B - Postupak za dobijanje sirćetne kiseline - Google Patents
Postupak za dobijanje sirćetne kiselineInfo
- Publication number
- RS50361B RS50361B YUP-311/03A YUP31103A RS50361B RS 50361 B RS50361 B RS 50361B YU P31103 A YUP31103 A YU P31103A RS 50361 B RS50361 B RS 50361B
- Authority
- RS
- Serbia
- Prior art keywords
- fluidized bed
- oopdo
- reactor
- 01cao
- reaction
- Prior art date
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
- C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
- C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
- C07C51/215—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of saturated hydrocarbyl groups
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
- Devices And Processes Conducted In The Presence Of Fluids And Solid Particles (AREA)
- Catalysts (AREA)
Abstract
Postupak za dobijanje sirćetne kiseline oksidacijom etana sa molekulskim kiseonikom u fluidiziranom sloju katalizatorskih čestica , naznačen time, što je prečnik čestica za najmanje 70% unetih čestica katalizatora manji ili jednak 80 μm, gustina unetih čestica katalizatora u reaktoru sa fluidiziranim slojem je izmedju 500 kg/m3 i 6000 kg/m3 a indeks fluidiziranog sloja je veći ili jednak 1, pri čemu se zapreminski protok gasa bira tako, da prečnik mehurića unete reakcione smeše u reaktoru sa fluidiziranim slojem bude manji od 12 cm. Prijava sadrži još 12 patentnih zahteva.
Description
Pronalazak se odnosi na postupak za dobijanje sirćetne kiseline pomoću oksidacije
etana sa visokom selektivnošću i prinosom u reaktorima sa fluidiziranim slojem.
Katalitička oksidacija gasne faze etana u etilen I sirćetnu kiselinu odavno je
poznata. Na transformaciju uglavnom utiče izbor uslova reakcije, a ovo posebno važi za selektivnost reakcije. Po pravilu sirćetna kiselina nastaje samo kao sporedni proizvod, glavni proizvod je etilen, koji dalje oksidiše pod odredjenim okolnostima sve do ugljen dioksida.
U DE 196 30 832 A1, DE 196 20 542 A1, DE 197 45 902 A1, WO 98/47850 i WO
98/47851 opisuje se postupak za dobijanje sirćetne kiseline pomoću parcijalne oksidacije etana uz primenu MO,PdbXcYdkao stabilnih katalizatora. Katalizator se odlikuje svojom stabilnošću i visokom selektivnošću kod oksidacije etana u sirćetnu kiselinu.
Kod vodjenja procesa predstavlja teškoću svakako činjenica, što je oksidacija
etana u sirćetnu kiselinu jako egzotermna. Naročito u većim stabilnim reaktorima,
nastala rakciona toplota se ne može odvesti u dovoljnoj meri. Porast temperature u reaktoru a time i pad selektivnosti reakcije javljaju se kao posledica toga.
Da bi se prevazišao taj problem, pokušalo se, da se reakcija sprovodi u tečnom katalizatorskom fluidiziranom sloju, kao što je opisano na primer u US 5,300,684, pri čemu su radi odvoda toplote u reaktor sa fluidiziranim slojem direktno uvedene cevi za hladjenje. Sledeća usavršena forma postupka opisuje se u WO 00/14047.
Nedostatak kod tamo opisanog fluidiziranog postupka je bio do sada, što oksidacija etana u sirćetnu kiselinu uprkos svemu prouče sa manjom selektivnošću i manjim zapreminskim prinosom nego u nepokretnom reaktoru.
Zadatak ovog pronalaska je bio zato, da se stavi na raspolaganje postupak za oksi-
daciju etana u sirćetnu kiselinu u reaktoru sa fluidiziranim slojem, koji može teći sa većom selektivnošću i time i sa većim prinosom nego kod do sada opisanih postupaka.
U ovom pronalasku se moglo sa iznenadjenjem konstatovati, da selektivnost oksidacije etana u sirćetnu kiselinu zavisi od veličine gasnih mehurića u tečnom katalizatorskom fluidiziranom sloju. Naročito veličine mehurića od >12 cm imaju prednost. Posebno se daje prednost mehurića prečnika od >5 cm.
Preko upravljanja zapreminskim protokom gasa kod date prosečne veličine čestica korišćenog katalizatora može se podesiti veličina mehurića. Pri tome treba postići veličine mehurića od <12cm samo uz primenu čestica katalizatora sa prečnikom ispod ili jednako 80 |j.m.
Ovaj pronalazak se odnosi posledično na postupak za direktnu katalitičku oksidaciju etana u sirćetnu kiselinu u fluidiziranom sloju koji sadrži najmanje 70% čestica katalizatora sa prečnikom od manje ili jednako 80M-m.
Dobro je da fluidizirani sloj sadrži i manje čestice veličine od 10 do 60um, pri čemu podela veličine čestica treba da bude takva da 10-60% čestica ima prečnik ispod 60um. Posebno je dobra podela veličine čestica na taj način, da se katalizatorske čestice nalaze u području prečnika od 10-40um širine. U naročito povoljnom izvodjenju jeste prečnik od 20-50% katalizatorskih čestica ispod 40nm.
Indeks fluidiziranog sloja koji treba da se podesi (indeks fluidiziranog sloja daje odnos izmedju podešene brzine gasa prema brzini fluidizacije) mora da bude veći od 1.
To znači da fluidizirani sloj mora da bude u tečnom stanju. Kod pritiska od 16 bara i sa temperaturom od 280° C dobija se minimalna brzina fluidizacije kod prečnika čestica od 80um od 5,85mm/s. Najbolje je da se indeks fluidiziranog sloja nalazi izmedju 1 i 12. Kao katalizatori mogu se koristiti svi katalizatori, koji su poznati stručnjacima.
Kao podobni pokazali su se katalizatori po opštoj formuli (I):
MoaPdbXcYđ (I)
pri čemu je X odabran za jedan ili više elemenata iz grupe Cr, Mn, Nb, B, Ta, Ti, V,
Te, W i Re a
Y je izabran za jedan ili više elemenata iz grupe B, Al, Ga, In, Pt, Zn, Cd, Bi, Ce,
Co, Rh, Ir, Cu, Ag. Au, Fe, Ru, Cs. Mg, Ca, Sr, Ba, Li, K, Na, Rb, Be, Nb, Zr, Hf, Ni,
P, Pb, Sb, Si, Sn, TI i U.
Indeksi a, b, c i d su za odnose gram-atoma odgovarajućih elemenata, pri čemu u odnosu na a = 1, stoje
b izmedju 0,0001 i 0,01, odnosno izmedju 0,0001 do 0,001
c izmedju 0,1 i 1, a
d izmedju OM.
X i/ili Y mogu stajati i za više elemenata, pri čemu se u datom slučaju indeksi c i d mogu uvrstiti za razne elemente različitih vrednosti.
Naročito sadrži katalizator najmanje jednu od receptura u kombinaciji sa kiseonikom:
MOi,oPdo.0005Vo,25Nbo,l2
Moi.ooPdo.ooosVo^sNbo.oaSbo.oiCao.oi
MoifooPdo,ooo5Vo,45Nbo,o3Sbo.oiCao,oiKo,oi5
Moi.ooPdo.ooozsVo^sNbo^Sbo.oiCao.oi
M o 1 .ooPdo.00075Vo.55N bo,o3S bo.01 Cao.oi
M01 .ooPdo.oooisVo^sNbo.oeSbo.oi Cao.01
M01 ,ooPdo,ooo8Vo,55Nbo.o6Sbo,oi Cao.oi
Mo 1 .ooPdo.oooss V0.55N bo.oeS bo.oi Cao.oi
Mo-i .ooPdo.ooorsVo.ssNbo.ogS bo.oi Cao.oi
M01 .ooPdo.oooaVo.5oNbo.i 5Teo.01Cao.01
Moi.ooPdo.oooTsVo.soNbo.ogvVo.oiPdo.ooos
Pored reakcionih gasova etana i kiseonika može reakciona smeša da sadrži i vodenu paru i inertne gasove kao što su azot ili ugljen dioksid. Pri tome se može raditi u reaktoru sa vrtložnim slojem i sa reakcionim sastavom gasa iznad granice eksplozivnosti. Prevashodno se ipak radi sa viškom inertnog gasa. vode, i/ili etana. Vodena para ubrzava oksidaciju etana u sirćetnu kiselinu na račun oksidacije etana u etilen i tako ima za posledicu povećanje selektivnosti u odnosu na sirćetnu kiselinu. Postupak se sprovodi prevashodno na niskim temperaturama. Niske temperature povećavaju selektivnost oksidacione reakcije u korist sirćetne kiseline.
Temperaturno područje od 100 do 500° C ima prednost kod pritiska reakcije od 1
do 50 bara.
Gustina katalizatorskih čestica može da bude izmedju 500 i 6000 kg/m3. Za sprovodjenje postupka može se koristiti na pr. reaktor sa vrtložnim slojem, kako je opisano u US 5,300,648.
Postupak po ovom pronalasku ima visoku selektivnost, prema tome mogu se postići povećani zapreminski prinos kod oksidacije etana u sirćetnu kiselinu u reaktoru
sa fluidiziranim slojem, na umerenim temperaturama. Osim toga može se preko smanjivanja veličine mehurića smanjiti ometajuće povratno mešanje reaktanata u fluidiziranom sloju. To takodje izaziva povećanu selektivnost reakcije, usled čega se povećava zapreminski prinos sirćetne kiseline.
U posebnoj formi izvodjenja, naročito ako se žele visoke konverzije etana, može se sprovesti reakcija u višestepenom reaktoru sa fluidiziranim slojem sa sopstvenim dovodom gasa u svakom stepenu. U svakom stepenu počinje ponovo povećavanje mehurića, tako da se u prošeku postižu manji mehurovi nego kod jednostepenog fluidiziranog sloja. Mali mehurići se mogu postići i ugradnjama raznih elemenata u fluidizirani sloj, kao na pr. rešetka. Za postizanje većih reakcija etana uz istovremeno visoku selektivnost u sirćetnu kiselinu može biti od pomoći bolje rasporedjeni dovod kiseonika u pojedine faze.
Najbolje veličine mehurića u fluidiziranom sloju i odgovarajući parametri
reaakcije izračunati su iz rezultata merenja, koji su dobijeni pri ispitivanju katalitičke oksidacije gasne faze etana u nepokretnom katalizatoru. Kinetički parametri koji su iz toga dobijeni za osnovnu reakciju prikazani su na slikama 1a i 1b.
Katalitička oksidacija gasne faze etana izračunava se iz dva različita katalitički
aktivna mesta Z i X katalizatora. Z predstavlja mesto, na kome se odvijaju oksidacione faze, naime oksidativna dehidracija etana, parcijalna i potpuna oksidacija etana i sirćetne kiseline. X je pozicija na katalizatoru, koja postaje aktivna samo u prisustvu vode. Aktivirana forma X (X-OHOH) vodi ka pretvaranju etana u sirćetnu kiselinu preko mehanizma slično Wacker-reakciji. Formiranje sirćetne kiseline sledi prema tome, preko dva različita puta reakcije - preko parcijalne oksidacije etana na poziciji Z (faza 2 na si. 1a) i preko mehanizma slično VVacker-reakciji na poziciji X (faza 3 na slici 1a). Potrebne kinetičke vrednosti uz intermedijante na katalitičkoj površini za vreme stacionarnog stanja Z, Z-OH2, Z-O, Z-CH2H4, X-OHOH i X-0 izračunate su analitički i date su na tabeli X.
Tako dobijene vrednosti su korišćene za simulaciju reaktora sa fluidiziranim slojem prema modelu Bubble-Assemblage (BAM) (K.Kato, C.H. Wen, Chem. Eng.Sci. 24, 1351-1368 (1969).
Model opisuje stabilni fluidizirani sloj kao dvofazni sistem, koji se sastoji od faze mehurića bez katalizatora i emulzione faze sa katalizatorom; dvofazna konstrukcijatakve reakcione smeše od čestica u fluidiziranom sloju pri dovodu gasa može se verifikovati golim okom. Pošto emulziona faza sadrži veliko učešće fiksne materije, tamo se odvija katalitička reakcija, dok se u fazi mehurića zbog male koncentracije katalitičkog materijala ne odvija skoro nikakva reakcija.
Model reaktora sa fluidiziranim slojem zato mora da opisuje prelaz sa reaktanata i produkata izmedju faze mehurića i emulzije i istovremeno da uzme u obzir rast mehurića sa povećanjem rastojanja od distributora gasa, efekta opšte poznatog kod fluidiziranih slojeva. Iz tog razloga je fluidizirani sloj podeljen na segmente s visinom, koja odgovara lokalnom prečniku mehurića. Prečnik mehurića, brzina mehurića, ekspanzija sloja i lokalna zapremina reakcijone faze proračunate su prema VVertheru (J.VVerther, Chem,.Eng. Sci. 47 (9-11), 2457-2462 (1992) i Murray (J.D. Murray, J.FIuid-Mech.21, 465 (1965). Za obe faze, fazu s mehurićima i emulzionu
fazu, svaki segment je opisan kao idealni kotao za mešanje. Izotermni uslovi reakcije mogu se podesiti približno na osnovu dobrog odvoda toplote iz reaktora sa fluidiziranim slojem. Mase za obe faze date su kroz sledeće jednačine:
Emulziona faza:
t
Eq.1
Faza s mehurićima:
Eq.2
Jednačine se mogu rešavati za svaku reakcionu komponentu i kao i svaki segment kao na pr. uz pomoć VVegstein-metode. Prelaz materije izmedju faze mehurića i emulzije, koji se izražava kroz koeficijent KBE,i,k, može se izračunavati kvantitativno prema korelaciji Sit i Grace (S.P., Sit, J.R. Grace, Chem. Eng. Sci. 36, 327-335
(1981). Minimalna brzina fluidiziranog sloja Umfodvodi se kako je opisano u VVen et.al.
(C.Y. Wen, Y.H.Yu, AlChEJ. 12, 610).
Pomoću ovde razvijenog modela može se maksimalno opisati katalitička oksidacija etana u sirćetnu kiselinu u fluidiziranom sloju.
Rezultati su prikazani na slikama 2 do 7.xmvaži na slikama i tabelama za modifikovani zapreminski prinos, koji se dobija iz količnika mase katalizatora i zapreminskog protoka pod svim uslovima reakcije.
Slika 2 pokazuje prečnik mehurića kao funkciju visine preko dovoda gasa za različite prečnike čestica od 60 um odn. 80 nm. Slika 3 prikazuje dijagram transformacija-selektivnost a slika 4 prinose sirćetne kiseline u zavisnosti od
brzine protoka za razne prečnike čestica odn. mehurića pod sledećim uslovima reakcije: T = 260° C, P,ot= 16 bar, edukt-sastav C2H6 : 02 : H2= : N2 = 40 : 8 : 20 : 32. Slika 5 prikazuje dijagram transformacija - selektivnost a slika 6 prinos sirćetne kiseline u zavisnosti od brzine protoka za višestepene fluidizirane slojeve (vidi napred); tačke daju sastav na izlazu svake faze; (uslovi reakcije: T = 260° C, Ptot =
16 bar, dp = 60nm, Edukt-sastav C2H6: 02:H20 : N2= 40 : 8 : 20 : 32 (kod rasporedjenog dovoda kiseonika u prvoj fazi: 40 :1,6 : 20 : 32). Slika 7 prikazuje dijagram transformacija - selektivnost a slika 8 prinose sirćetne kiseline u zavisnosti od brzine protoka za stabilni, 1-stepeni fluizidirani slojj i 5-stepeni fluidizirani sloj sa podeljenim dovodom kiseonika; tačke znače sastav na izlazu svake faze; (uslovi reakcije: T = 260° C,Ptol=16 bar, dp = 60 um, edukt-sastav C2H6: 02 : H20 : N2= 40 : 16 : 20 : 32 (kod podeljenog dovoda kiseonika u 1. fazi: 40 : 3,2 : 20 : 32). Primeri: Ovi proračuni su sprovedeni pod pretpostavkom prečnika reaktora Di od 4 m, veličine čestica od 60 um odn. 80 um (prema klasifikaciji A Gelderta), gustine čestica od 31000 kg/m3 i poroznosti fluidiziranog sloja reaktora od 0,5 uz minimalnu brzinu fluidizacije. Odgovarajuća minimalna brzina fluidizacije iznosila je 3.3 m/s (sa 60 um) odnosno 5,85 m/s (sa 80um). Da bi se kod simulacije postigli uporedni fluidno-dinamički uslovi u reaktoru, održavan je indeks fluidiziranog sloja u/Umf= 8,0 u reaktoru konstantnim za sve uslove simulacije (različita temperatura, različit sastav dovedene struje gasa), tako što je brzina gasa na ulazu u reaktor podešavana izmedju 4,67 m3/s i 5,40 m3/s. Kao distributer gasa korišćen je pločasti distributer s diznama sa 800 otvora na m2. Kod preračunavanja višestepenog reaktora sa fluidiziranim slojem bez podeljenog dovoda kiseonika, svaka faza je modelirana kao pojedinačni reaktor sa fluidiziranim slojem i sa sopstvenim distributerom gasa. Kod višefaznog fluidiziranog sloja sa podeljenim dovodom kiseonika dodaje se struji gasa ispred svake faze isti protok kiseonika. Na taj način se povećava zapreminski protok od faze do faze, tako da se indeks fluidiziranog sloja neznatno povećava sa 7,5 na 8,5. Zapreminski protok je tako odabran , da indeks fluidiziranih slojeva u sredini fluidiziranog sloja iznosi u/Umf= 8.
Na slikama su dati rezultati simulacije za idealan izotermni stabilni reaktor pod istim uslovima (skraćenica: PLF). Na slikama i u prilogu navedeno modifikovano vreme zadržavanja xmod definisano je kao masa katalizatora podeljeno sa zapreminskim protokom na ulazu u reaktor pod napred navedenim uslovima reakcije.
P r i m e r 1: Uticaj veličine čestica
Za dva različita prečnika čestica, 60 um i 80 nm, sprovedeni su simulacioni
proračuni. U slučaju sa česticama veličine 60um formiraju se manji mehurići od max. 4 cm prečnika, dok se kod čestica od 80um formiraju mehurići do 12 cm prečnika. Efekat boljeg prelaza materije i manjeg povratnog mešanja kod malih mehurića na selektivnost i prinose sirćetne kiseline prikazan je na slikama 3 i 4. Osim toga slike 3 i 4 prikazuju prinose koji se mogu postići kod prečnika mehurića
od dB = 1 cm, jednako onom kod stabilnog reaktora.
Na taj način se pokazuje, da mala selektivnost i zapreminski prinos treba
da se pripisuju delimice neželjenom povratnom mešanju u fluidiziranom sloju i dugom transportu materije izmedju faze mehurića i emulzije, koji vodi ka tome, da kiseonik iz mehurića dospeva sasvim polagano u emulzionu fazu. Visoka koncentracija kiseonika u mehurićima izaziva pojačano stvaranje ugljen-dioksida usled neselektivne dalje oksidacije sirćetne kiseline a time i ka smanjenju selektivnosti sirćetne kiseline.
P r i m e r 2:
Dodatna mogućnost da se smanji neželjeno povratno mešanje u fluidiziranom sloju je - pored redukcije veličine čestica - korišćenje višestepenog reaktora sa fluidiziranim slojem. Pomoću distributera gasa na početku svake faze mehurići su u sredini reaktora sa fluidiziranim slojem manji nego u jednofaznom fluidiziranom reaktoru jer u svakoj fazi počinje rast mehurića ispočetka.
Na slikama 5 i 6 predstavljeni su rezultati za razne višefazne reaktore sa fluidiziranim slojem.
• "3St" - 3-stepeni reaktor sa fluidiziranim slojem sa 20 t katalizatorom / pofazi visina fluidiziranog sloja po fazi 1,04 m • "5St" - 5-stepeni reaktor sa fluidiziranim slojem sa 10 t katalizatora/ po fazivisina fluidiziranog sloja po fazi 0,53 m • "%St,vert" - 5-stepeni reaktor sa fluidiziranim slojem sa razdeljenim dovodom kiseonika
• 15 t- katalizatora / po fazi, visina fluidiziranog sloja po fazi 0,78 m.
Radi poredjenja su na slikama 5 i 6 prikazani i rezultati za jednofazni reaktor sa fluidiziranim slojem (BAM) i idealni reaktor sa stabilnim slojem (PLF).
Kod malih transformacija etana u 5-stepenom fluidiziranom sloju sa
podeljenim dovodom kiseonika formira se etilen sa jasno povećanom selektivnošću nego u drugim reaktorima sa fluidiziranim slojem. Tome je razlog mala koncentracija kiseonika. Kod većih transformacija etana naprotiv, razlike u selektivnostima izmedju raznih reaktora sa fluidiziranim slojem je neznatna (<2%). Najveća selektivnost sirćetne kiseline posle reaktora sa stabilnim slojem od SHoac= 72,2%
dobija se u 5-stepenom fluidiziranom sloju sa podeljenim dovodom kiseonika (kod Xczh6= 8,6%). Kod iste konverzije etana selektivnost u reaktoru sa stabilnim
slojem iznosi SHoac= 77,5 %.
Rezultati na slici 5 pokazuju, da se pomoću korišćenja višestepenog fluidiziranog sloja može jasno povećati zapreminski prinos u odnosu na jednostepeni fluidizirani sloj. Naprotiv, podeljeni dovod kiseonika vodi ka smanjenju zapreminskog prinosa, jer usled nižeg parcijalnog pritiska kiseonika smanjuje se brzina reakcije u odnosu na druge reaktore.
Simulacija 5-faznog reaktora sa fluidiziranim slojem i sa razdeljenim dovodom kiseonika ponovljena je za veću koncentraciju kiseonika, koja dozvoljava veću konverziju etana a time i veći prinos sirćetne kiseline. Na osnovu parcijalnog pritiska kiseonika povećana je brzina reakcije. Kao i ranije, masa katalizatora iznosi I5t / po fazi. Rezultati simulacije prikazani su na slikama 7 i 8. Suprotno rezultatima sa niskom koncentracijom (si. 5 i 6) dijagrami selektivnost - reakcija na slikama 7 i 8 prikazuju jasnije razlike izmedju 1-faznog i 5-faznog reaktora sa fluidiziranim slojem. Zbog podeljenog dovoda kiseonika dobija se sa istom reakcijom etana u odnosu na jednostepeni reaktor sa fluidiziranim slojem, jasno veća selektivnost sirćetne kiseline (kod XC2H6<=>16 %; SHoac,i-st=65,4 % odn. SHoac.5-st=69,7 %). Gubitak selektivnosti u fluidiziranom sloju u odnosu na stabilni sloj je relativno nizak (SHOacPLF = 73,6%). Kao i prethodno redukovan je zapreminski prinos uz podcijeni dovod kiseonika u odnosu na reaktor sa stabilnim slojem; on se ipak kreće na nivou jednofaznog reaktora sa vrtložnim slojem.
Claims (13)
- Patentni zahtevi 1. Postupak za dobijanje sirćetne kiseline oksidacijom etana sa molekulskim kiseonikom u fluidiziranom sloju katalizatorskih čestica , naznačen time,što je prečnik čestica za najmanje 70% unetih čestica katalizatora manji ili jednak 80^m, gustina unetih čestica katalizatora u reaktoru sa fluidiziranim slojem je izmedju 500 kg/m3 i 6000 kg/m3 a indeks fluidiziranog sloja je veći ili jednak 1, pri čemu se zapreminski protok gasa bira tako, da prečnik mehurića unete reakcione smeše u reaktoru sa fluidiziranim slojem bude manji od 12 cm.
- 2. Postupak prema zahtevu 1 , naznačen time, što se zapreminski protok gasa podešava tako, da prečnik mehurića unete reakcione smeše bude manji od 5 cm.
- 3. Postupak prema zahtevu 1 ili 2 , naznačen time, što je prečnik čestica za 10% do 60 % katalizatorskih čestica ispod 60 um,
- 4. Postupak prema jednom od zahteva 1 do 3 , naznačen time, što 20 do 50% čestica imaju prečnik manji od 40 um.
- 5. Postupak prema jednom od zahteva 1 do 4, naznačen time, što se čestice katalizatora nalaze unutar područja prečnika čestica od 10 um do 40 um.
- 6. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što je indeks fluidiziranog sloja izmedju 1 i 10.
- 7. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, tome, što se primenjuje katalizator opšte formule (I),MOaPDbXcYd (I)pri čemu jeX jedan ili više elemenata odabranih iz grupe Cr, Mn, Nb, Ta, B, Ti,V, Te. Re i W,Y jedan ili više elemenata odabranih iz grupe B, Al, Ga, In, Pt, Zn,Cd, Bi, Ce, Co, Rh, Ir, Cu, Ag, Au, Fe, Ru, Cs, Mg, Ca, Sr, Ba, Li, K, Na, Rb, Be, Nb, Zr, Hf, Ni, P, Pb, Sb, Si, Sn, TI i U a indeksi a, b, c, i d znače odnose gramatoma odgovarajućih elemenata, pri čemu u odnosu na a = 1, b stoji izmedju 0,0001 i 0,01, c izmedju 0,1 i 1 a d izmedju 0 i 1, pri čemu X i / ili Y mogu biti uzeti za više elemenata.
- 8. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što je katalizatorM01 ,oPdo,ooosVo.25Nbo.is M01.ooPdo.0005VQ.45Nbo.03Sbo.01Cao.01 lvlo1.ooPdo.0005Vo.45Nbo.03Sbo.01Cao.01Ko.015 M01.ooPdo.00075Vo.45Nbb.03Sbo.01Cao.01 M01.oo<p>do.00075vo.55Nbo.03sbo.01cao.01 M01.oo<p>do.00075vo.45Nbo.05sbo.01cao.01 Moi.ooPdo.oooeVo.5sNbo.o6Sbo.oiCao.oi Mol.ooPdo.ooossVo.ssNbo.oeSbo.oiCao.oi M01.ooPdo.00075Vo.55Nbo.09Sbo.01Cao.01 Moi.ooPdo.ooo8Vo.5oNbo.isTeo.oiCao.oi M01.ooPdo.00075Vo.50Nbo.09Wo.01Pdo.0003
- 9. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva. naznačen time, što se reakcija izvodi na temperaturi od 100 do 500° C.
- 10. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što se reakcija izvodi u reaktoru pod pritiskom od 1 do 50 bara.
- 11. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što se reakcionoj smeši pored etana i molekui skog kiseonika dodaju inertni gas, ugljen dioksid i/ili vodena para.
- 12. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što se reaktor sa fluidiziianim slojem sastoji od više reakcionih faza odn. zona reaktora.
- 13. Postupak prema jednom od napred navedenih zahteva, naznačen time, što se jedan ili više reaktanata ili voda dovode u raznim zonama jednofaznog ili višefaznog reaktora.
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE10055810A DE10055810A1 (de) | 2000-11-10 | 2000-11-10 | Verfahren zur Herstellung von Essigsäure |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| YU31103A YU31103A (sh) | 2006-08-17 |
| RS50361B true RS50361B (sr) | 2009-11-10 |
Family
ID=7662860
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| YUP-311/03A RS50361B (sr) | 2000-11-10 | 2001-10-17 | Postupak za dobijanje sirćetne kiseline |
Country Status (23)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US6906221B2 (sr) |
| EP (1) | EP1335892B1 (sr) |
| JP (1) | JP2004513157A (sr) |
| KR (1) | KR100605241B1 (sr) |
| CN (1) | CN1224599C (sr) |
| AT (1) | ATE326442T1 (sr) |
| AU (2) | AU1054702A (sr) |
| BR (1) | BR0115224B1 (sr) |
| CA (1) | CA2428308C (sr) |
| CZ (1) | CZ304601B6 (sr) |
| DE (2) | DE10055810A1 (sr) |
| ES (1) | ES2264991T3 (sr) |
| MX (1) | MXPA03004115A (sr) |
| MY (1) | MY129074A (sr) |
| NO (1) | NO328033B1 (sr) |
| NZ (1) | NZ525383A (sr) |
| PL (1) | PL203045B1 (sr) |
| RS (1) | RS50361B (sr) |
| RU (1) | RU2245323C1 (sr) |
| TR (1) | TR200300611T2 (sr) |
| UA (1) | UA73815C2 (sr) |
| WO (1) | WO2002038526A1 (sr) |
| ZA (1) | ZA200303064B (sr) |
Families Citing this family (8)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP1993727A4 (en) * | 2006-02-07 | 2012-07-04 | Celanese Int Corp | USE OF A CHEMICAL REACTION TO SEPARATE ETHYLENE FROM ETHANE IN ETHANE-BASED PROCESSES FOR THE PRODUCTION OF ACETIC ACID |
| EP2291237A4 (en) * | 2008-06-10 | 2011-12-07 | Lg Chemical Ltd | CATALYST FOR GAS PHASE CONTACTXIDATION OF HYDROCARBON, METHOD OF MANUFACTURING THEREOF AND HYDROCARBON GAS PHASE OXIDATION METHOD USING THEREOF |
| EP2303453A4 (en) * | 2008-06-10 | 2011-12-07 | Lg Chemical Ltd | CATALYST FOR GAS PHASE CONTACTXIDATION OF HYDROCARBON, METHOD OF MANUFACTURING THEREOF AND HYDROCARBON GAS PHASE OXIDATION METHOD USING THEREOF |
| RU2400298C2 (ru) * | 2008-11-01 | 2010-09-27 | Леонид Модестович Кустов | Катализатор окисления |
| CA2832887A1 (en) | 2011-04-11 | 2012-10-18 | ADA-ES, Inc. | Fluidized bed method and system for gas component capture |
| WO2014047354A1 (en) | 2012-09-20 | 2014-03-27 | ADA-ES, Inc. | Method and system to reclaim functional sites on a sorbent contaminated by heat stable salts |
| US20140275619A1 (en) | 2013-03-15 | 2014-09-18 | Celanese International Corporation | Process for Producing Acetic Acid and/or Ethanol By Methane Oxidation |
| ES2867879T3 (es) * | 2018-05-15 | 2021-10-21 | Daicel Corp | Método de producción de ácido acético |
Family Cites Families (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP0333767A1 (en) * | 1986-12-10 | 1989-09-27 | Lummus Crest, Inc. | Fluidized bed |
| US5300684A (en) * | 1991-12-09 | 1994-04-05 | The Standard Oil Company | Process for the fluidized bed oxidation of ethane to acetic acid |
| DE19620542A1 (de) | 1996-05-22 | 1997-11-27 | Hoechst Ag | Verfahren zur selektiven Herstellung von Essigsäure |
| DE19630832A1 (de) * | 1996-07-31 | 1998-02-05 | Hoechst Ag | Verfahren zur selektiven Herstellung von Essigsäure |
| GB9819221D0 (en) * | 1998-09-04 | 1998-10-28 | Bp Chem Int Ltd | Process for the production of acetic acid |
-
2000
- 2000-11-10 DE DE10055810A patent/DE10055810A1/de not_active Ceased
-
2001
- 2001-10-17 CZ CZ2003-1261A patent/CZ304601B6/cs not_active IP Right Cessation
- 2001-10-17 AU AU1054702A patent/AU1054702A/xx active Pending
- 2001-10-17 DE DE50109832T patent/DE50109832D1/de not_active Expired - Lifetime
- 2001-10-17 BR BRPI0115224-6A patent/BR0115224B1/pt not_active IP Right Cessation
- 2001-10-17 WO PCT/EP2001/012001 patent/WO2002038526A1/de not_active Ceased
- 2001-10-17 TR TR2003/00611T patent/TR200300611T2/xx unknown
- 2001-10-17 AT AT01978426T patent/ATE326442T1/de not_active IP Right Cessation
- 2001-10-17 CN CNB018185940A patent/CN1224599C/zh not_active Expired - Fee Related
- 2001-10-17 AU AU2002210547A patent/AU2002210547B2/en not_active Ceased
- 2001-10-17 CA CA002428308A patent/CA2428308C/en not_active Expired - Fee Related
- 2001-10-17 US US10/398,815 patent/US6906221B2/en not_active Expired - Lifetime
- 2001-10-17 JP JP2002541065A patent/JP2004513157A/ja active Pending
- 2001-10-17 RU RU2003117223/04A patent/RU2245323C1/ru not_active IP Right Cessation
- 2001-10-17 MX MXPA03004115A patent/MXPA03004115A/es active IP Right Grant
- 2001-10-17 RS YUP-311/03A patent/RS50361B/sr unknown
- 2001-10-17 UA UA2003065332A patent/UA73815C2/uk unknown
- 2001-10-17 KR KR1020037006342A patent/KR100605241B1/ko not_active Expired - Fee Related
- 2001-10-17 ES ES01978426T patent/ES2264991T3/es not_active Expired - Lifetime
- 2001-10-17 NZ NZ525383A patent/NZ525383A/en not_active IP Right Cessation
- 2001-10-17 PL PL361422A patent/PL203045B1/pl unknown
- 2001-10-17 EP EP01978426A patent/EP1335892B1/de not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-06 MY MYPI20015096A patent/MY129074A/en unknown
-
2003
- 2003-04-17 ZA ZA200303064A patent/ZA200303064B/en unknown
- 2003-05-09 NO NO20032098A patent/NO328033B1/no not_active IP Right Cessation
Also Published As
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| TW548264B (en) | Process for catalytic aldol condensations means of a multiphase reaction | |
| CN102137833B (zh) | 泡沫体在用于制备不饱和醛或羧酸的氧化反应器中的用途 | |
| JPH05194961A (ja) | 軽質パラフィンからオレフィンを製造する方法 | |
| SA01220159B1 (ar) | تحضير الأكرولين أو حمض الأكريليك acrolein or acrylic acid أو خليط منهم من البروبان propane | |
| RS50361B (sr) | Postupak za dobijanje sirćetne kiseline | |
| US6437193B1 (en) | Vapor phase oxidation of propylene to acrolein | |
| CN1874984B (zh) | 制备不饱和醛和/或不饱和酸的方法 | |
| JP4354820B2 (ja) | 流動床反応器での酸化方法 | |
| CN101107212B (zh) | 制备不饱和脂肪酸的方法 | |
| JP4456862B2 (ja) | イソ−ブタンからメタクリル酸を製造する方法 | |
| AU8400798A (en) | Improved vapor phase oxidation of propylene to acrolein | |
| TW426699B (en) | Catalyst system for the one step gas phase production of acetic acid from ethylene and methods of making and using the same | |
| JP2025519351A (ja) | 鉄を含む触媒を使用する脱水素化による軽質オレフィンを作製するための方法 | |
| EP1123738A1 (en) | A process for preparing a catalyst and catalytic oxidation therewith | |
| CN102337145B (zh) | 一种制取液态烃的固定床费托方法 | |
| JP2025519346A (ja) | 改質触媒を含む軽質オレフィンを作製する方法 | |
| JPH08504809A (ja) | （メト）アクリロニトリルの製造法 | |
| CN101624338A (zh) | 一种由烷烃制备羧酸的联合方法 | |
| CN115244157A (zh) | 用于烃的氧化脱氢的流化增强剂 | |
| WO2018048629A1 (en) | Multi-stage adiabatic oxidative coupling of methane | |
| Korf et al. | The development of doped Li/MgO catalyst systems for the low-temperature oxidative coupling of methane | |
| CA3251303A1 (en) | Suitable catalysts for the production of light olefins by dehydrogenation, which include iron | |
| CN109071393A (zh) | 不饱和醛和不饱和羧酸的制备方法 | |
| WO2023244958A1 (en) | Catalysts suitable for making light olefins by dehydrogenation that include chromium | |
| CN121712588A (zh) | 制备经处理的催化剂的方法 |