![](/user_photo/_userpic.png)
книги / Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза
..pdfГлава 8. П роизводство стирола и оксиаов олефинов |
321 |
Преимущество данного варианта процесса заключается еще и в том, что стирол не попадает в куб ко лонны, а выделяется в виде гете роазеотропа с водой (температура кипения ниже 100 °С), что позво ляет исключить его термополиме ризацию.
Рис. 8.10. Принципиальная схема оформления совмещенного процесса
П ринципы в технологии совместного получения
СТИРОЛА и ПРОПИЛЕНОКСИДА
Технология производства стирола и оксида пропилена исполь зует в качестве сырья доступные, производимые в больших количе ствах этилбензол и пропилен. Этот процесс нельзя отнести к мало стадийным, поскольку он включает в себя несколько химических реакций: окисление этилбензола в гидропероксид, эпоксидирование пропилена, дегидратация метилфенилкарбинола, гидрирование ацетофенона. Тем не менее, даже такая многоступенчатая структу ра технологии дает возможность получать целевые продукты с селективностью по оксиду пропилена 95—97 % и выходом стиро ла по этилбензолу до 90 %. Таким образом, рассматриваемое про изводство можно отнести к высокоэффективным. Более того, такая технология является ярким примером «сопряженных» производств, обеспечивающих одновременное получение нескольких целевых продуктов, позволяет выпускать стирол с качеством более высо ким, чем при дегидрировании (с точки зрения процессов полиме ризации) и заменить экологически грязное производство оксида пропилена хлоргидринным способом. В связи с многостадийным характером технологии следует выделить в ней узлы, обеспечиваю щие высокие конверсии за один проход — эпоксидирование, дегидрата ция, гидрирование, и не обладающие таким характером —получение гидропероксида этилбензола. В этом случае ограничения по кон версии этилбензола связаны с последовательным характером по бочных реакций и взрывоопасностью гидропероксида при высо ких концентрациях в температурных условиях (140-160°С) протекания реакции. Соответственно, рециркуляционные потоки, направленные на полное использование исходного сырья, имеют
11 Я-6
322 |
Часть 2. Технология крупнотоннажных произвоаств ... |
большие объемы на стадии окисления (аппараты 1—3—2—4—5—1) и меньшие для остальных стадий (рецикл по катализаторному рас твору стадии эпоксицирования 6—7—8—9—6; рецикл по возвратно му этилбензолу 10—5—1). Данная технология из-за многостадийности требует реализации в полной мере принципа полноты выделения продуктов из реакционной массы, поскольку именно чистые соеди нения, поступающие на каждую из стадий химического превраще ния, обеспечивают высокие показатели процесса в целом. Экзотермичный характер процессов окисления и эпоксидирования дает возможность применять получаемые на этих стадиях энергоресур сы (пар) для процессов разделения и, тем самым, обеспечить реа лизацию принципа полноты использования энергии системы. В целом разработанное и реализованное в нашей стране технологическое решение обладает высокой эффективностью.
ПРОИЗВОДСТВО ОКСИДОВ ОЛЕФИНОВ ПРЯМЫМ ОКИСЛЕНИЕМ ОЛЕФИНОВ
Оксиды олефинов используются при промышленном произ водстве поверхностно-активных веществ, пластификаторов, анти фризов и полиуретанов. В промышленном масштабе освоено про изводство оксидов этилена и пропилена. На получение оксида эти лена в мире расходуется 16—20% всего производимого этилена. Суммарные мировые мощности в 1995 г. составили около 12 мнл т/год. Производство оксида этилена является одним из наиболее ди намично развивающихся. Так, например, в США в 1992 г. мощности по производству этого продукта составили 2800 тыс. т/год, а в 1995 г .—уже 3 975 тыс. т/год. В Японии соответственно 600 и 880 тыс т/год.
Структура современного потребления оксида этилена и этилен гликоля, производимого на его основе, представлена в табл. 8.3.
Исторически первым способом получения оксида этилена был хлоргидринный метод, основанный на гипохлорировании этилена
хлорноватистой кислотой в водных растворах хлора: |
|
С12 + Н20<=>Н0С1+НС1 |
8.11 |
СН2= СН2+ НОС1 -> СН2С1СН2ОН________ |
8.12 |
сн2=сн2+а2+ н2о-> сн2асн2он+ на
ГMBA 8. П роизвоаство аиром И О К С И А О В О Л ЕФ И Н О В |
323 |
Второй стадией процесса являлось омыление кислых раство ров этиленхлоргидрина концентрированными растворами едких щелочей:
СН2С1СНгОН +1/ 2Са(ОН\ -> СН2- СН2+1/ 2СаС12 +Н20 |
8.13 |
^ О/
Технология позволяла использовать разбавленные этиленсодер жащие газовые смеси, имела простое аппаратурное оформление. Наряду с оксидом этилена в качестве побочного продукта получа ли 1 ,2-дихлорэтан
сн2=сн2+а2-> сн2а-сн2а |
8.м |
Причем его количество 200 кг на 1 т оксида этилена позволяло говорить о совместном получении двух целевых продуктов в ходе одного технологического процесса.
Тем не менее, применение этой технологии практически пре кращено. Это связано с использованием хлора и едких щелочей, а также с образованием большого количества сточных вод, содер жащих наряду с растворами солей значительное количество хлорорганических соединений (дихлорэтан, хлорекс). Промышленное значение хлоргидринная технология имеет еще только для получе ния оксида пропилена.
Таблица 8.3. Структура потребления оксида этилена и этиленгликоля
Оксид этилена |
|
Этиленгликоль |
|
Моноэтиленгликоль |
58,4 |
Полиэфирные волокна |
55,2 |
Этоксилаты |
17,5 |
Антифризы |
18,1 |
Ди- и триэтиленгликоли |
6,9 |
Упаковочный материал |
|
Этаноланины |
5,6 |
на основе полиэтилентерефталата |
11,0 |
Гликолиевые эфиры |
4,1 |
Полиэфирная пленка |
5,9 |
Полиолы |
2,7 |
Другие |
9,8 |
Полиэтиленгликоли |
1,4 |
|
|
Другие |
3,4 |
|
|
В настоящее время оксиды олефинов производятся в основном рассмотренным ранее способом гидроперекисного эпоксидирования, а также прямым окислением этилена.
324 |
Часть 2. Технология крупнотоннажных произвоаств ... |
Единственным известным в настоящее время катализатором прямого окисления олефинов в соответствующие оксиды является активное серебро.
Теоретические основы процесса
Вкачестве катализатора на всех производствах оксидов олефи нов используется серебро с промотирующими и структурообразу ющими добавками, нанесенное на пористый корундовый носитель
ввиде шариков или колец.
Реакция
СН2 =СН2+ \/202->С2Я 40 + 121,5 кДж/моль |
8.15 |
сопровождается полным окислением этилена
С# 2 = СН2 +302-> 2С02+ 2Н20 + 1383 кДж/моль |
8.16 |
При более высоких температурах проявляется реакция полно го окисления окиси этилена
С2На0 + \/2 0 2 ->2С02 +2Н20 + 1257 кДж/ моль |
8.17 |
Значительное число исследований, посвященных выяснению механизма окисления олефинов в оксиды олефинов, к сожалению, до настоящего времени не привело к выработке единого мнения. Одним из широко известных механизмов этого процесса является механизм, предложенный М.И. Темкиным и Н.В. Кульковой. В со ответствии с ним по мере увеличения адсорбции кислорода на се ребре образуется поверхностный оксид —сначала Ag2О, а затем Ag20 2 и менее устойчивый Ag2Ov которые образуют одну поверхностную фазу переменного состава. При этом серебро в этой фазе оказыва ется одновременно как одновалентным (Ag20), так и трехвалент ным (Ag2Oj), т. е. (Ag202) или (AglAgul0 2). Предполагается, что имен но этот оксид серебра, адсорбированный на поверхности, участвует как в реакции 8.15, так и в реакции 8.16.
Исходя из этих представлений, предполагается следующий ме ханизм:
Ag2O fc |
+С2НА— |
Ag2Oadc +С2Н40 |
8.18 |
Ag20 f |
+ С2Я 4- S I * Ag2OC2HАОадс |
8.19 |
|
AgjO^ +С2Я 4 — |
Ag2Oadc + СЩСНО |
8.20 |
ГЛАВА 8 . П р о и з в о а с т в о С Т И Р О М И О К С И А О В О Л ЕФ И Н О В |
325 |
Образование продуктов полного окисления происходит за счет окисления ацетальдегида
CHzCHO + 5Ag1O fc — |
>2С02 +2H20 + 5Ag20 adc |
8.21 |
Ag2Oadc + 02 -b -^A g jO f0 |
8.22 |
|
Ag2Oadc + Ag2O f —£-> 2Ag2O f |
8.23 |
|
Ag2OC2H4O f |
+ C2H40 |
8.24 |
Ag2O f +C2H40<==±Ag2Q2C2HA( r dc |
8.25 |
|
A giO f + H20^z= ± A g202H20pdc |
8.26 |
|
|
A6 |
|
+C0 2 ?= ± ^ 20 2C0 f |
8.27 |
В данном случае Ag2Oadcпредставляет собой промежуточную ча стицу поверхностного соединения и соответствует вакантному ме сту на поверхности катализатора.
Стадия 8.20 сложная и на самом деле состоит из нескольких быстрых стадий. Последние четыре стадии описывают равновесие между продуктами в паровой фазе и адсорбированными на поверх ности. В адсорбированном состоянии они могут закрывать катали тически активные центры и тормозить целевую реакцию. В соот ветствии с механизмом реакции 8.18—8.27 скорость основной реакции 8.15 описывается как
8.28
Для побочной 8.16
|
|
8.29 |
|
где |
|
|
|
Л *,*2'+6К2 |
Сг 4 (l + К4Рсг/,^о)+(\ +K$PclHio + К(,Рнго + ^iPcOj)■ |
8.30 |
|
2*з |
|||
Ро, |
|
При низких концентрациях этилена (ниже нижнего предела взрываемости)
щ |
klPc2H4 |
8.31 |
|
1 + крс^н^о |
|||
|
|
326 |
Часть 2. Технология крупнотоннажных произволств ... |
Наоборот, при высоких (выше верхнего предела взрываемости) концентрациях этилена
8.32
1 + К^Рс^що
Таким образом, в зависимости от условий проведения скорость реакции может иметь первый порядок по этилену и нулевой по кис лороду 8.31 или первый по кислороду и нулевой по этилену 8.32.
В целом можно говорить о некотором общем виде уравнения, описывающего скорость реакции окисления этилена
w - k Pq,#4.Poij /(l + k PClHfi)-> |
8.33 |
где кажущиеся порядки по исходным реагентам составляют от 0 до 1 (по экспериментальным данным л, = 0-0,45, п2= 0,55-1).
Значительный вклад в исследование процесса получения оки си этилена на серебряных катализаторах внесли М.И. Темкин, А. К. Аветисов, Б.Б. Чесноков.
Российскими исследователями в НИИ «Синтез» совместно с Институтом катализа СО РАН разработана технология приготов ления высокоэффективного катализатора парциального окисления этилена. Как правило, селективность серебра без добавок не пре вышает 45—50 %, в то же время она зависит в основном от наличия на поверхности электроотрицательных (хлор, сера, селен) и элект роположительных (цезий, рубидий, калий) элементов. При исполь зовании аминного метода приготовления серебряных катализато ров удалось добиться равномерного осаждения на поверхность пор носителя мелкодисперсных кристаллов серебра (0,8—1,5тыс. А), содержащих промотирующие и структурообразующие добавки. Влияние такого рода добавок отражено на рис. 8.11—8.12.
Так как селективность существенно зависит от присутствия С1 на поверхности и его постоянного уноса, в ходе эксплуатации ка тализатора требуется постоянная подпитка исходной смеси микро количествами хлора. Его источником могут служить дихлорэтан или винилхлорид.
Готовый катализатор содержит 11—13 % мае. серебра и обеспе чивает при 2 МПа и объемной скорости 5—7 тыс.час"1 в воздушном (5,0% С2Н4; 5,5% 0 2) и кислородном (15,0% С2# 4; 6,5% 02) вари антах организации высокую селективность (80—82%) и произво дительность (концентрация С2Н40 на выходе из реактора 1 % и 1,5 % об., соответственно). Разработанный катализатор «НПП Ок-
Г л а в а 8 . |
П р о и з в о а с т в о с т и р о л а и о к с и а о в о л е ф и н о в |
327 |
s, %
Рис. 8.11. Зависимость селективности катализаторов на носителях различной пористой структуры от содержания цезия
Рис. 8.12. Зависимость скорости реакции и селективности S от темпе ратуры для серебряных катализаторов с добавками й и C /(l), Су (2), C l (3)
и без промотирующих добавок (4)
сид-Этокс» выпускается катализаторной фабрикой Казанского АО «Органический синтез».
Статистические исследования процесса позволили рекомендо вать для его проведения трубчатый реактор. При этом в качестве хладагента целесообразно использовать кипящую под давлением 5,5 МПа воду, что обеспечивает более равномерный теплоотвод по сравнению с использованием высококипящих промежуточных хла дагентов. Рекомендуется использовать трубки диаметром 32 мм с длиной слоя катализатора 6,5—7 м для воздушного и 27 мм и 7,5— 8 м для кислородного процессов.
Селективность в рассмотренных вариантах достигает соответ ственно 78-80 % и 80—81 %. Срок службы катализатора от 2 до 5 лет.
За рубежом в основном применяются катализаторы фирмы Shell с содержанием серебра 12—15 % вес. Катализаторы обладают достаточной стабильностью. За 4—5 лет их селективность снижа ется на 7-8 %.
Чрезвычайно важное значение для эффективного проведе ния процесса имеет температурный режим и степень конверсии этилена. При постоянной степени конверсии этилена селектив ность падает с повышением температуры и степени конверсии этилена, см. рис. 8.13.
328 |
Ч а с т ь 2 . |
Т е х н о л о г и я к р у п н о т о н н а ж н ы х п р о и з в о а с т в . . . |
Рис. 8.13. Зависимость селективности образова ния оксида этилена от температуры (а) и степени
конверсии (б)
200 250 300 0 25 50 75 100
Т е м п ер а т ур е, °С С т еп ен ь кон версии , %
Это связано с последовательно-параллельным характером об разования продуктов полного окисления
сн7= снг- ^ С Я 2С Я 20 - ^ С 0 г + Н,0
СН2= С Н ,- $ - * С 0 1+Н ,0
Выражение для дифференциальной селективности по оксиду олефина имеет вид
Г1 “ Г2
<Р=Л— ~-
'i +'з
При допущении о равных порядках скоростей реакций парци ального и полного окисления получим:
К k 2 PClH * ° 1 * 2 РСхЩО |
|
|
<р=------ ^ |
4_ = — ±к ._ РЧнА... |
(8.34) |
кх+к2 |
Х+к^/к^ |
|
Отсюда очевидно, что подавление побочной реакции полного окисления за счет изменения концентраций исходных реагентов невозможно. Однако концентрацией целевого продукта можно эф фективно контролировать скорость последовательного полного окисления. Действительно, промышленные процессы при получе нии оксида этилена обеспечивают ее концентрацию в реакцион ных газах на уровне 0,7-1,5 %, что позволяет практически исклю чить последовательное окисление.
Подавление параллельной реакции полного окисления возмож но при снижении температуры процесса. Это связано с тем, что энергия активации реакции полного окисления на 21-24 кДж/моль выше, чем для целевого процесса. Следовательно, при снижении
Г M B A 8 . |
П р о и з в о а с т в о с т и р о л а и о к с и а о в о л е ф и н о в |
329 |
температуры кг/ к х уменьшается, а дифференциальная селектив ность растет.
Таким образом, в промышленности процесс окисления этиле на с получением оксида этилена проводят на серебряном катализа торе, промотированном, как правило, хлором, серой, цезием. Окис ление ведут в кожухотрубных реакторах со стационарным слоем катализатора, обеспечивая конверсию этилена за один проход 15— 25 % и концентрацию оксида этилена на выходе 0,7—1,5 %. (Темпе ратура 230-250 °С, давление 0,3—3,5 МПа.)
Технология производства оксида этилена
ПАРЦИАЛЬНЫМ ОКИСЛЕНИЕМ ЭТИЛЕНА
Существует два подхода к организации технологического про цесса, которые отличаются типом используемого окислителя —юз- дух или технический кислород.
Первая установка мощностью 7000т/год была пущена в США в 1937 г. фирмой Карбайд энд Карбон. В 1956 г. при создании тако го производства фирма Шелл использовала чистый кислород. В на стоящее время, несмотря на одновременное сосуществование обеих технологий, все крупные установки мощностью 50—200 тыс. т/год ис пользуют в качестве окислителя кислород.
Главные фирмы-разработчики процесса —Шелл, Юнион Кар байд, Сайентифик Дизайн, БАСФ, Ниппон Секубай, НИИ «Синтез».
Несмотря на разнообразие фирм-разработчиков принципиаль ные технологические схемы процесса практически не отличаются друг от друга.
Рассмотрим сначала технологическую схему получения оксида этилена с использованием в качестве окислителя технического кис лорода (рис. 8.14).
Свежий этилен, содержащий промотирующую добавку (С2# 4С/2), предварительно очищенный от ацетилена (< 0,001 % об.), сернистых соединений (0,0001 % об.), высших непредельных углеводородов (< 0,1 % об.), смешивается с рециркуляционным потоком при дав лении 2,0 МПа, затем в парогазовую смесь вводится кислород. Смесь подогревается отходящими реакционными газами в теплообменни ке 2. Затем эта смесь с составом С2# 4—20—30 % об.; 02 —7—8 % об.; С02—4—5 % об.; остальное —инерты поступает при температуре 210—230 °С в кожухотрубный реактор 1. Температуру 250—270°С в реакторе поддерживают циркулирующим в межтрубном простран стве высококипящим органическим теплоносителем (обычно дифе-
330 |
Часть 2. Технология крупнотоннажных произвоаств ... |
Рис. 8.14. Технологическая схема получения оксид этилена по кислород ному варианту:
1 —реактор; 2 —рекуперативные теплообменники; 3 —котел-утилизатор; 4 —хо лодильник; 5 —циркуляционный компрессор; 6,11—абсорберы оксида этилена;
7 - абсорбер С02;8 - десорбер; 9 - отпарная колонна; 10,12 - ректификационные колонны; 13 —дроссельный вентиль; 14 —насос; I —этан; II —кислород; III —во дяной конденсат; IV — пар; V - фузельная вода; VI - СО,; VII - дифенипьная смесь; VIII —этиленоксид; IX —раствор X,C03; X —раствор КНСОу XI —фузельная вода
на очистку от смол и тяжелых побочных продуктов
нильная смесь). Во внешнем котле-утилизаторе 3 за счет тепла дифенильной смеси вырабатывается пар с давлением 4,5 —5,0 МПа. Ре актор, трубопроводы и арматура должны быть изготовлены из леги рованной стали, так как обычная сталь сильно корродирует в среде влажного углекислого газа (Н20 и С02 —продукты полного окисле ния). Кроме того, оксиды железа являются катализаторами полного окисления, в связи с чем некоторые первые промышленные уста новки имели даже реакторы с посеребренными трубками. Реакторы