CS247326B1 - Method of cyclohexane productiont - Google Patents

Abstract

Podstatou riešenia je sposob výroby cyklohexánu katalytickou hydrogenáciou benzénu v parnej fáze na pevných kontaktoch, pri teplote 150 — 280 CC v dvojstupňovom reakčnom systéme za tlaku 0,1 až 0,6 MPa v prvom stupni a 0,7 až 1,5 MPa v druhom stupni, pri použití zníženého hmotového množstva inertu pripadajúceho na jednotkové hmotové množstvo benzenu pretláčaného cez jednotlivé reaktory v konvertorovanej zmesi, čím sa zníži aj plošné zataženi e priepustného prierezu jednotlivých reaktorov inertom za jednotku času, ako aj dojde k zníženiu hmotového množstva inertu pripadajúceho za jednotku času na hmotové množstvo katalytickej náplně. Uvedeným sa dosiahne zníženia mernej spotřeby vodíka na hydrogenáciu, zníži sa energetická náročnost' procesu, predíži sa životnost katalytickej náplně a vytvoria sa podmienky pre zvýšenie výrobnosti hydrogenačnej jednotkyThe essence of the solution is the production method of cyclohexane by catalytic hydrogenation of benzene in the steam phase on solid contacts at a temperature of 150 - 280 CC in two-stage reaction system at a pressure of 0.1 to 0.6 MPa in the first stage and 0.7 to 1.5 MPa in the second step, using reduced mass the amount of inert per unit mass of benzene extruded through individual reactors in the converter the mixture, thereby reducing the area load and the permeability of the individual reactors inert per unit of time, as well as the amount of inert is reduced per unit of time per mass amount of catalytic charge. Listed above it will reduce the specific hydrogen consumption for hydrogenation, reduce energy intensity process, the catalytic lifetime is increased cartridges and create conditions for increasing the production capacity of the hydrogenation unit

Description

Vynález sa týká sposobu výroby cyklohexánu katalytickou hydrogenáciou benzenu na pevných katalyzátoroch v parnej fáze, v dvojstupňovom reakčnom systéme.The invention relates to a process for the production of cyclohexane by catalytic hydrogenation of benzene on solid catalysts in vapor phase, in a two-stage reaction system.

Postup katalylickej hydrogenácie benzenu na cyklohexán je známým a priemyselne využívaným procesom. Benzén možno katalyticky hydrogenovať na cyklohexán v kvapalnej alebo plynnej fáze. Castejšie používaný je sposob hydrogenácie benzénu v plynnej fáze na pevných kontaktoch, prevádzaný pri teplotách 120 — 290 °C a za zvýšeného tlaku, čo priaznivo vplýva na stupeň premeny benzénu na cyklohexán.The process of catalytic hydrogenation of benzene to cyclohexane is a known and industrially used process. Benzene can be catalytically hydrogenated to cyclohexane in a liquid or gas phase. More commonly used is the gas-phase hydrogenation of benzene on solid contacts, carried out at temperatures of 120-290 ° C and at elevated pressure, which favorably affects the degree of conversion of benzene to cyclohexane.

S cielom efektívneho využitia surovin, energii a technologického zariadenia sa proces hydrogenácie benzénu prevádza vo viacstupňových reakčných systémoch, najčastejšie v dvojstupňových a trojstupňových, pričom jednotlivé stupně sú charakterizované používaným tlakom, resp. počtom a vzájomným usporiadaním reaktorom, od čoho prevažne závisí aj kapacita hydrogenačnej jednotky.In order to use raw materials, energy and technological equipment efficiently, the process of hydrogenation of benzene is carried out in multi-stage reaction systems, most often in two-stage and three-stage processes. the number and mutual arrangement of the reactor, on which the capacity of the hydrogenation unit also largely depends.

Často sa používajú reaktory s výměnou reakčného tepla vo vrstvě katalyzátora, t. j. trubkové reaktory, resp. reaktory s adiabatickou vrstvou katalyzátora, připadne ich vzájomná kombinácia. Adiabatická vrstva katalyzátora sa s výhodou používá na tzv. předčistěme benzénu od katalytických jedov, alebo na dosiahnutie vysokých stupňov premeny benzénu na cyklohexán, najčastejšie zaradená na konci hydrogenačnej jednotky.Frequently, reactors with heat exchange in the catalyst bed are used, i. j. tubular reactors, resp. reactors with an adiabatic catalyst layer, optionally combined with one another. The adiabatic catalyst layer is preferably used for so-called " pre-purify benzene from catalytic poisons, or to achieve high degrees of conversion of benzene to cyclohexane, most commonly included at the end of the hydrogenation unit.

Nie menej důležitá je aj problematika použitého katalyzátora, čo závisí prevažne od sposobu hydrogenácie. V praxi sa najčastejšie používá N1/AI2O3, vyznačujúci sa vysokou aktivitou a selektivitou pre hlavný proces.No less important is the problem of the catalyst used, which depends largely on the manner of hydrogenation. In practice, N1 / Al2O3 is most commonly used, characterized by high activity and selectivity for the main process.

Pri katalytické) hydrogenácii benzénu je cielom, ako aj u ostatných procesov dosiahnuť optimálně technicko-ekonomické parametre výrobnej jednotky, najma vysokú výrobnosť, vysoké výtažky cyklohexánu, dlhú životnost katalyzátora, nízké prevádzkové náklady a iné.In the catalytic hydrogenation of benzene, the aim, as well as in other processes, is to achieve optimal technical-economic parameters of the production unit, in particular high production, high yields of cyclohexane, long catalyst life, low operating costs and others.

Ukazuje sa, že z híadiska uvedeného je velmi důležitý nielen správný náběh na čerstvý katalyzátor, optimálna volba teploty a tlaku, molárny poměr vodíka a benzénu, príp. niektoré ďalšie parametre, ale aj optimálně zaíaženie katalyzátora a reakčného systému nielen reagujúcimi zložkami, ako aj inertom (prevažne dusík a metan) vstupujúcim do procesu v konvertorované] zmesi.It turns out that not only the correct start-up to the fresh catalyst, the optimum choice of temperature and pressure, the molar ratio of hydrogen and benzene, respectively, are very important in this respect. some other parameters, but also optimal loading of the catalyst and reaction system not only with the reactants, but also with the inert (predominantly nitrogen and methane) entering the process in the converged] mixture.

Sprievodným znakom vyšších zatažení katalyzátora a reakčného systému inertom, ako a) vyššieho hmotového množstva inertu pripadajúceho na hmotová jednotku benzénu je predovšetkým obmedzená výrobnosť strojno-technologického celku hydrogenácie, znížená životnost hydrogenačného katalyzátora, ktorú negativné ovplyvňujú hlavně nežiadúce zlúčeniny (tzv. katalytické jedy) transportované do procesu spolu s inertom a zbytočne zvýšený únik aktívnych zložiek konvertorované] zmesi z absorpčného systému.Accompanying features of higher catalyst and reaction system inert loads, such as (a) a higher mass amount of inert per benzene mass unit, are in particular the limited production of the hydrogenation machinery, the reduced hydrogenation catalyst service life, which is negatively affected by undesirable compounds into the process together with the inert and unnecessarily increased leakage of the active ingredients of the converted mixture from the absorption system.

Riešenie problematiky výrobnosti hydrogenačných jednotiek je uvádzané aj v niektorých zahraničných prameňoch, a to různým spůsobom, napr. ZSSR pat. č. 740 737, kde sa využívá priaznivého účinku zvýšeného tlaku na daný proces. Avšak enormně zvyšovanie tlaku je energeticky náročné, ako aj na strojno-technologické zariadenia a životnost katalytickej náplně sa znižuje.The solution of problems of production of hydrogenation units is mentioned also in some foreign sources in different ways, eg. USSR pat. no. 740 737, which utilizes the beneficial effect of increased pressure on the process. However, the enormous increase in pressure is energy intensive as well as in machinery and the life of the catalytic charge is reduced.

Ďalšie progresivně směry zvyšovania výrobnosti hydrogenačných jednotiek benzénu sa orientujú hlavně na používáme nových katalyzátorov, napr. ZSSR pat. číslo 662 537 a 679 562, kde sa používajú katalyzátory na báze ródia, ruthénia a pod.Other progressive directions of increasing the production capacity of benzene hydrogenation units are mainly oriented on the use of new catalysts, e.g. USSR pat. Nos. 662,537 and 679,562, where rhodium, ruthenium, and the like catalysts are used.

Výhodné usporiadaným spůsobom dávkovania benzénu clo jednotlivých reakčných stupňov rieši výrobu viacstupňovej hydrogenačnej jednotky benzénu poďa AO číslo 245 191.A preferred arrangement of the benzene feed rate of the individual reaction steps resolves the production of a multi-stage benzene hydrogenation unit according to AO No. 245 191.

Prax ukazuje, že aj optimalizáciou technologických parametrov jestvujúcich hydrogenačných jednotiek, možno tiež dosiahnuť významných efektov, pričom sa jedná o realizačně nenáročné a velmi výhodné sposoby.Practice has shown that even by optimizing the technological parameters of existing hydrogenation units, significant effects can also be achieved, while these are inexpensive and very advantageous processes.

Podstatou tohto vynálezu je výroba cyklohexánu katalytickou hydrogenáciou benzénu na pevných kontaktoch s výhodou na Ni/AlrOs pri teplote 120 — 290 ^CC a tlaku 0,1 až 0,6 MPa v prvom reakčnom stupni s dvoma trubkovými reaktormi a 0,7 — 1,5 MPa v druhom reakčnom stupni s jedným trubkovým reaktorom s adiabatickou vrstvou katalyzátora. Katalytický proces je usmerňovaný tak, aby na 1 kg benzénu v konvertorovanej zmesi připadalo v prvom stupni na vstupe do prvého reaktora menej ako 0,14 kg inertu (prevažne dusík), na vstupe do druhého reaktora menej ako 0,730 kg inertu a v druhom stupni na vstupe do tretieho reaktora menej ako 1,24 kg inertu.The object of the present invention is the production of cyclohexane by catalytic hydrogenation of benzene on solid contacts, preferably on Ni / AlrOs, at a temperature of 120-290 ^° C and a pressure of 0.1 to 0.6 MPa in a first reaction stage with two tubular reactors and 0.7-1. 5 MPa in the second reaction stage with a single tubular reactor with an adiabatic catalyst layer. The catalytic process is directed so that per kg of benzene in the converted mixture there is less than 0.14 kg of inert (predominantly nitrogen) at the inlet to the first reactor, less than 0.730 kg of inert at the inlet to the second reactor and in the second stage at the inlet to the third reactor less than 1.24 kg of inert.

Plošné zaťaženie priepustného prierezu reaktora inertom (prevažne dusík) v smere prúdenia konvertorované) zmesi je v prvom reaktore menšie ako 650 kg inertu/hod. m², v druhom reaktore menšie ako 1 630 kg inertu/hod. m², v tretom reaktore menšie ako 970 kg inertu/hod. m² a cez adiabatickú vrstvu menšie ako 400 kg inertu/hod. m².The surface loading of the reactor permeable cross-section with inert (predominantly nitrogen) downstream of the mixture) in the first reactor is less than 650 kg of inert / hr. m ² , in a second reactor less than 1630 kg inert / hr. m ² , in a third reactor less than 970 kg inert / hr. m ² and through an adiabatic layer of less than 400 kg inert / hr. m ² .

Hmotové množstvo inertu (prevažne dusík) pripadajúce za jednotku času na hmotové množstvo katalyzátora je v prvom reaktore menšie ako 0,240 kg/hod. kg katalyzátora, v druhom reaktore menšie ako 0,595 kg inertu/hod. kg katalyzátora a v tretom reaktore menšie ako 0,320 kg inertu/hod. kg katalyzátora.The amount by weight of inert (predominantly nitrogen) per unit of time per mass amount of catalyst in the first reactor is less than 0.240 kg / hr. kg catalyst, in a second reactor less than 0.595 kg inert / hr. kg of catalyst and in the third reactor less than 0.320 kg of inert / hour. kg of catalyst.

Uvedený postup má vzhladom k doteraz používaným spůsobom a postupom tieto výhody: změnou hydrodynamických pomerov v celej sústave technologického zariadenia vzniká možnost zvýšeného zaťaženia účinnými reaktantami, t. j. benzénom a vodíkom, čo znamená zvýšenie výrobnosti hydrogenačnej jednotky, vplyvom zníženého zaťaženia sústavy inertom sa zníži měrná spotřeba vodíka, prediži sa životnost katalytickej náplně a znížia sa straty v absorpcii.This process has the following advantages with respect to the methods and processes used hitherto: by changing the hydrodynamic conditions in the entire system of the process equipment, there is a possibility of an increased load of active reactants, i. j. benzene and hydrogen, which means an increase in the production capacity of the hydrogenation unit, due to the reduced inert load of the system, will reduce the specific hydrogen consumption, extend the life of the catalytic charge, and reduce absorption losses.

Výhodnost postupu podta předmětného vynálezu bližšie ilustrujú uvedené příklady. Příklad 1 (porovnávací]The advantages of the process of the present invention are illustrated in more detail by the examples. Example 1 (comparative)

Výroba cyklohexánu sa prevádzala katalytickou hydrogenáciou benzénu v dvojstupňovom reakčnom systéme v parnej fáze na katalyzátore Ni/AlzOs pri teplote 180 až 230° Celsia a tlaku 0,2 MPa v prvom reakčnom stupni a 0,8 MPa v druhom reakčnom stupni. Prvý stupeň pozostával z dvoch reaktorov s výměnou reakčného tepla vo vrstvě katalyzátora, druhý stupeň z jedného kombinovaného reaktora, ktorý okrem trubkovej časti obsahoval aj adiabatickú vrstvu katalyzátora.Cyclohexane production was carried out by catalytic hydrogenation of benzene in a two-stage vapor phase reaction system on a Ni / Al 2 O 5 catalyst at a temperature of 180-230 ° C and a pressure of 0.2 MPa in the first reaction stage and 0.8 MPa in the second reaction stage. The first stage consisted of two reactors with heat exchange in the catalyst bed, the second stage from one combined reactor, which in addition to the tubular part also contained an adiabatic catalyst bed.

Konvertorovaná zmes obsahovala na vstupe do jednotlivých reaktorov na 1 kg benzénu 0,145 kg inertu (99,8 % obj. dusíka, stopy argonu a metánu) na vstupe do prvého reaktora, 0,73 kg inertu na vstupe do druhého reaktora a 1,24 kg inertu na vstupe do tretieho reaktora. Plošné zaťaženie priepustnej plochy reaktorov a hmotové zaťaženie katalyzátora inertom za hodinu bolo následovně:The converted mixture contained 0.145 kg of inert (99.8% v / v nitrogen, argon and methane) at the inlet to the first reactors, 0.73 kg of inert at the inlet to the second reactor, and 1.24 kg at the inlet to each reactor per kg of benzene. inert at the inlet to the third reactor. The permeate surface area of the reactors and the inert mass of the catalyst per hour were as follows:

plošné (kg inertu/hod. ru^{I. 2}] hmotové (kg inertu/hod. kg kat.)areal (kg inert / hr ru ^{I. 2} ] mass (kg inert / hr kg cat.)

650650

16301630

970 (400 adiabatická vrstva)970 (400 adiabatic layer)

I. reaktor II. reaktorI. reactor II. reactor

III. reaktorIII. reactor

Výrobnosť cyklohexánu pri uvedených podmienkach bola 11577 kg/hod. cyklohexánu, životnost katalyzátora 7 500 hod. a měrná spotřeba vodíka (100 %-ného) 846 Nm³/1 t cyklohexánu.The cyclohexane production under the above conditions was 11577 kg / hr. cyclohexane, catalyst lifetime 7,500 hr. and a specific hydrogen consumption (100%) of 846 Nm ³ / l of cyclohexane.

Příklad 2Example 2

Výroba cyklohexánu prebiehala za analogických podmienok, ako je uvedené v prí0,240 0,595 0,320 klade 1, avšak konvertorovaná zmes obsahovala na 1 kg benzénu 0,050 kg inertu (99,8 % obj. Na a stopy argónu, metán) na vstupe do prvého reaktora, 0,270 kg inertu na vstupe do druhého reaktora a 0,640 kg inertu na vstupe do tretieho reaktora.The production of cyclohexane was carried out under analogous conditions to that described in Example 0.240 0.595 0.320 of Example 1, but the converted mixture contained, per kg of benzene, 0.050 kg of inert (99.8% by volume of Na and traces of argon, methane) at the inlet to the first reactor. 0.270 kg of inert at the inlet to the second reactor and 0.640 kg of inert at the inlet to the third reactor.

Plošné zaťaženie priepustnej plochy reaktorov a hmotové zaťaženie katalyzátora inertom za hodinu bolo následovně:The permeate surface area of the reactors and the inert mass of the catalyst per hour were as follows:

plošné (kg inertu/hod. m²j hmotové (kg inertu/hod. kg kat.)areal (kg inert / hour m ² j mass (kg inert / hour kg cat.)

I. reaktorI. reactor

II. reaktorII. reactor

III. reaktorIII. reactor

234234

670670

435 (180 adiabatická vrstva)435 (180 adiabatic layer)

Pri uvedenom zníženom zatažení inertom oproti přikladu 1 sa životnost katalyzátora prediži o 1 030 hod. a měrná spotřeba vodíka sa zníži o 110 Nm³/t cyklohexánu. Příklad 3With this reduced inert load compared to Example 1, the catalyst life is prolonged by 1030 hours. and the specific hydrogen consumption is reduced by 110 Nm ³ / t cyclohexane. Example 3

Výroba prebiehala za podmienok uvedených v příklade 1, pričom konvertorovanáThe production was carried out under the conditions of Example 1, being converted

0,086 0,244 0,143 zmes obsahovala na 1 kg benzénu 0,053 kg inertu (99,8 % obj. dusík a stopy argónu, metánu) na vstupe do prvého reaktora, 0,265 kg inertu na vstupe do druhého reaktora a 0,610 kg inertu na vstupe do tretieho reaktora.0.086 0.244 0.143 The mixture contained 0.053 kg of inert (99.8% by volume nitrogen and traces of argon, methane) per kg of benzene at the inlet to the first reactor, 0.265 kg of inert at the inlet to the second reactor and 0.610 kg of inert at the inlet to the third reactor.

Plošné zaťaženie priepustnej plochy reaktorov a hmotové zaťaženie katalyzátora inertom za hodinu bolo následovně:The permeate surface area of the reactors and the inert mass of the catalyst per hour were as follows:

plošné (kg inertu/hod, m²) hmotové (kg inertu/hod. kg kat.)areal (kg inert / hr, m ² ) mass (kg inert / hr kg cat.)

I. reaktorI. reactor

II. reaktor' III. reaktorII. Reactor III. reactor

253253

687687

440 (175 adiabatická vrstva)440 (175 adiabatic layer)

0,0920,092

0,2350,235

0,1460,146

4 7 3 74 7 3 6

Výrobnosť cyklohexánu sa pri uvedenom zníženom zatažení zvýši o 800 kg/hod. cyklohexánu, životnost katalyzátore sa predí26 ži o 830 hod. a měrná spotřeba vodíka sa zníži o 100 Nm³/t cyklohexánu.The production rate of cyclohexane is increased by 800 kg / h at the reduced load. cyclohexane, the catalyst life is prolonged by 830 hours. and the specific hydrogen consumption is reduced by 100 Nm ³ / t cyclohexane.

Claims (3)

1. Sposob katalytické]' hydrogenácie benzénu na cyklohexán v parnej fáze na pevných kontaktoch s výhodou na NÍ/AI2O3 plynom a/alebo parami obsahujúcimi vodík pri teplote 120 — 290 °C, v dvoch reakčných stupňoch, v prvom stupni pri tlaku 0,1 až 0,6 MPa vo dvoch trubkových reaktoroch a v druhom stupni pri tlaku 0,7 až 1,5 MPa v jednom trubkovom reaktore aj s adiabatickou vrstvou katalyzátora, vyznačujúci sa tým, že na 1 kg benzénu v konvertorované]' zmesi připadá v prvom stupni na vstupe do prvého reaktora menej ako 0,140 kg inertu, na vstupe do druhého reaktora menej ako 0,730 kg inertu a v druhom reakčnom stupni na vstupe do tretieho reaktora menej ako 1,24 kg inertu.Process for the catalytic hydrogenation of benzene to cyclohexane in vapor phase on solid contacts, preferably on Ni / Al 2 O 3 gas and / or vapors containing hydrogen at a temperature of 120 - 290 ° C, in two reaction stages, in the first stage at a pressure of 0.1 up to 0.6 MPa in two tubular reactors and in a second stage at a pressure of 0.7 to 1.5 MPa in one tubular reactor with an adiabatic catalyst layer, characterized in that, per kg of benzene in the converted mixture, in the first stage at the inlet to the first reactor less than 0.140 kg of inert, at the inlet to the second reactor less than 0.730 kg of inert, and in the second reaction stage at the inlet to the third reactor less than 1.24 kg of inert. 2. Sposob katalytickej hydrogenácie benzénu na cyklohexán podfa bodu 1, vyznačujúci sa tým, že plošné zaťaženie priepustného prlerezu reaktora inertom v smere prúdenia konvertované] zmesi je v prvom reaktore menšie ako 650 kg inertu/hod. m², v druhom reaktore menšie ako 1 630 kg inertu/hod. m², v treťom reaktore menšie ako 970 kg inertu/hod. m² a cez adiabatickú vrstvu tohto reaktora menšie ako 400 kg inertu/hod. m².2. A process for the catalytic hydrogenation of benzene to cyclohexane according to claim 1, characterized in that the surface loading of the reactor through-flow in the downstream of the converted mixture is less than 650 kg of inert / hour in the first reactor. m ² , in a second reactor less than 1630 kg inert / hr. m ² , in a third reactor less than 970 kg inert / hr. m ² and through an adiabatic layer of this reactor of less than 400 kg inert / hr. m ² . 3. SpQsob katalytickej hydrogenácie benzénu na cyklohexán podfa bodu 1 vyznačujúci sa tým, že hmotové množstvo inertu za jednotku času pripadajúce na hmotové množstvo katalyzátora je v prvom reaktore menšie ako 0,240 kg inertu/hod. kg katalyzátora, v druhom reaktore menšie ako 0,595 kilogramu inertu/hod. kg katalyzátora a v treťom reaktore menšie ako 0,320 kg inertu/hod. kg katalyzátora.3. A process for the catalytic hydrogenation of benzene to cyclohexane according to claim 1, wherein the mass amount of inert per unit time per mass amount of catalyst in the first reactor is less than 0.240 kg inert / hr. kg of catalyst, in a second reactor less than 0.595 kg of inert / hour. kg catalyst and less than 0.320 kg inert / hr in the third reactor. kg of catalyst.