початок розділу Виробничі, аматорські радіоаматорські Авіамодельний, ракетомодельного Корисні, цікаві	хитрощі майстру електроніка фізика технології винаходи	таємниці космосу таємниці Землі таємниці Океану хитрощі Карта розділу
Використання матеріалів сайту дозволяється за умови посилання (для сайтів - гіперпосилання)

ВИНАХІД
Патент Російської Федерації RU2160698

СПОСІБ ОДЕРЖАННЯ ВОДНЮ І вуглецевого матеріалу

Ім'я винахідника: Білий А.С .; Дуплякін В.К .; Лихолобов В.А .; Авдєєва Л.Б. .; Зброярів А.І.
Ім'я патентовласника: Інститут каталізу ім. Г.К. Борескова СО РАН
Адреса для листування: 630090, Новосибірськ, пр. Академіка Лаврентьєва 5, Інститут каталізу ім. Г.К. Борескова, патентний відділ, Юдіної Т.Д.
Дата початку дії патенту: 1999.06.01

Винахід призначений для каталітичного виробництва водню і вуглецевих матеріалів, _С1-С4 вуглеводневі гази розкладають на металлсодержащими каталізаторі при температурі 500-600 ° С з подальшим відділенням газоподібних продуктів розкладання від утворюється на каталізаторі вуглецевого матеріалу. Газоподібні продукти розкладання піддають поділу шляхом зв'язування водню при контактуванні з ароматичними вуглеводнями в зоні каталітичного гідрування, після чого пов'язаний водень у вигляді циклогексанового вуглеводнів відокремлюють від непрореагировавших вихідних вуглеводнів, які потім рециркулируют в зону розкладання. Циклогексанового вуглеводні направляють в зону каталітичного дегідрування, де відбувається утворення чистого водню, а вуглеводневі продукти дегидрирования повертають в зону гідрування. Винахід дозволяє забезпечити повну ступінь конверсії вихідного вуглеводневої сировини, а й отримати вуглецевий матеріал і газоподібний водень високого ступеня чистоти.

ОПИС ВИНАХОДИ

Винахід відноситься до каталітичних виробництвам водню і вуглецевих матеріалів з вуглеводнів. Воно може бути використано в електродної промисловості, металургії, водневої енергетики, в гідропроцесів переробки нафти, при виробництві вуглецевих сорбентів, носіїв і каталізаторів на їх основі.

Відомо кілька способів розкладання вуглеводнів на водень і вуглець. Фірма "ЮОП" розробила процес "ГИПРО" для отримання водню з відведених нефтезаводского газів [Джордж Г.Унцельман, Норман Г.Гербер "Інженер нафтовик", 1966, 38, N 11, с.53; N 13, с. 58] при їх розкладанні в реакторі з рухомим шаром каталізатора. Вуглець утворюється на каталізаторі і відділяється від водню при сепарації фаз. Вихід газ містить близько 90% водню (моль) і 10% метану. Каталізатор направляють на регенерацію, де випалюють вуглець.

Найбільш близьким за технічною суттю і досягнутим результатом по відношенню до пропонованого способу отримання водню і вуглецю є процес [Патент РФ N 2064889, C 01 В 3/26, 31/02, Бюл. 22, 10.08.96], який розглядається в якості прототипу. Вуглеводні розкладають на каталізаторі, що містить нікель, мідь і трудновосстанавліваемие оксиди в масовому співвідношенні відповідно (66: 94) 0,1-8,0) 33: 5). Як трудновосстанавліваемих оксидів беруть оксиди алюмінію або кремнію, або цирконію, або магнію, або титану, або суміш цих оксидів. Каталізатор містить кристали міднонікелевого сплаву розміром менше 160 нм. Розкладання вуглеводнів здійснюють в псевдозрідженому шарі каталізатора. Процес забезпечує можливість виробництва вуглецевого матеріалу підвищеної чистоти і однорідної структури з високими виходами вуглецю і водню на одиницю маси каталізатора за період його повної дезактивації.

Процес носить періодичний характер і складається з наступних основних послідовних стадій:

- Завантаження каталізатора в реактор;

- Віброожіженіе реактора;

- Нагрів до температури реакції (550 ^{o C);}

- Подача вуглеводневої сировини (метан, природний газ);

- Цикл реакції (10-35 годин);

- Припинення подачі сировини;

- Охолодження і вивантаження вуглецевого матеріалу і каталізатора.

Процес проводять протягом 10-35 годин до повної дезактивації каталізатора. Утворився вуглець залишається на каталізаторі і повністю утримується в реакторі. На стадії завершення процесу гранули каталізатора збільшуються в розмірах в 6-7 разів і складаються в основному на 95-98% з вуглецю. Одержуваний при цьому водень міститься в газоподібних продуктах реакції, що відводяться з реактора, в межах 10-20 об.%.

Недоліки відомого способу випливають з його періодичності:

1. Процес не забезпечує повною або досить високого ступеня конверсії вуглеводневої сировини, особливо в кінці циклу реакції, коли ступінь дезактивації каталізатора висока. Це істотно знижує економічність процесу.

2. Концентрація водню в вуглеводневому сировину, що відводиться з реактора, є непостійною за величиною і в кінці циклу реакції прагне до нуля. Це не дозволяє використовувати водень за призначенням і вимагає застосування спеціальних, дорогих методів поділу водню і вуглеводневих газів [С. А. Гройсман, Ж. О. Караваєва, Л.Н. Миловидова, Огляд, серія "Досвід проектування нафтопереробних і нафтохімічних підприємств", М., ЦНІІТЕнефтехім, 1970, 62 с .; Водень. Властивості, отримання, зберігання, транспортування, застосування. Справ, изд., Д.Ю. Гамбург, М., Хімія, 1989, 672 с.].

Завданням винаходу є підвищення ефективності процесу за рахунок забезпечення повної ступеня конверсії вихідного вуглеводневої сировини, а й отримання вуглецевого матеріалу і газоподібного водню високого ступеня чистоти (95-99 мол.%).

Завдання вирішується тим, що водень і вуглецевий матеріал отримують розкладанням C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів на металлсодержащими каталізаторі при температурі 500-600 ^{o C} з наступним відділенням газоподібних продуктів розкладання від утворюється на каталізаторі вуглецевого матеріалу, газоподібні продукти розкладання піддають поділу шляхом зв'язування водню при контактуванні з ароматичними вуглеводнями в зоні каталітичного гідрування, після чого пов'язаний водень у вигляді циклогексанового вуглеводнів відокремлюють від непрореагировавших вихідних вуглеводнів, які потім рециркулируют в зону розкладання, а циклогексанового вуглеводні направляють в зону каталітичного дегідрування, де відбувається утворення чистого водню, а вуглеводневі продукти дегидрирования повертають в зону гідрування. Рециркуляцію C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів здійснюють безперервно в замкнутій системі із зони гідрування в зону розкладання і назад, без виведення його з процесу. У рециркулюючий потік газу подають додаткову кількість C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів із зовнішнього джерела. Процес ведуть при безперервному виведення утворюється вуглецевого матеріалу з потоком науглероженного каталізатора із зони розкладання. Процес ведуть при безперервному додаванні свіжого каталізатора в зону розкладання. Як C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів в зоні розкладання використовують метан, природний газ, гази процесів переробки вуглеводневої сировини. Процес в зоні гідрування здійснюють при тиску не менше 0,3 МПа і температурі 50-300 ^{o C} на каталізаторі, що містить метал (и) VIII групи. Утворений в зоні каталітичного гідрування пов'язаний водень і не прореагували C ₁ -C ₄ вуглеводневі гази поділяють методом среднетемпературной сепарації фаз при Т від +20 до -20 ^{o C.} Процес в зоні дегідрірованія здійснюють при температурі 300-500 ^{o C} на каталізаторі, що містить метал ( и) VIII групи. Утворені в зоні каталітичного дегідрування чистий водень і високомолекулярні продукти дегідрірованія поділяють методом среднетемпературной сепарації фаз при Т від +20 до -20 ^{o C.} Тепло, що виділяється при реакції в зоні каталітичного гідрування, використовують для нагріву потоку циклогексанового вуглеводнів, які направляються в якості сировини в зону каталітичного дегідрування. Тепло продуктів реакції в зоні каталітичного дегідрування використовують для нагрівання потоку C ₁ -C ₄ вуглеводневого газу. Тепло продуктів реакції в стадії каталітичного розкладання вуглеводневої сировини на вуглеводень і водень використовують для нагрівання потоку C ₁ -C ₄ вуглеводневого газу.

Пропонований процес ведуть безперервно шляхом одночасного здійснення наступних операцій:

а) розкладання вуглеводнів: _C m H n ---> ХC + (1,5-2) хH ₂ + (1-X) _C m H n, x - ступінь перетворення вуглеводневої сировини в масових частках, m = 1-4; n = 4-10;

б) відділення вуглецевого матеріалу, що утворюється на каталізаторі, від газоподібних продуктів реакції а);

в) зв'язування отриманого водню в реакції каталітичного гідрування ароматичних вуглеводнів: C ₆ H ₅ R + 3H ₂ = C ₆ H ₁₁ R, де R = H, CH _3, C ₂ H _5, C ₃ H _7;

г) відділення пов'язаного до складу продуктів гідрування водню (вуглеводнів циклогексанового ряду) від непрореагировавшего в реакції а) вуглеводневої сировини сепарацією фаз і повернення останнього в процес;

д) виділення пов'язаного водню реакцією каталітичного дегідрування утворюються в стадії в) циклогексанового вуглеводнів: C ₆ H ₁₁ R = C ₆ H ₅ R + 3H _2, де R = H, CH _3, C ₂ H _5, C ₃ H _7;

е) відділення чистого водню від утворюються в стадії г); ароматичних вуглеводнів.

ж) повернення утворюються в стадії г) ароматичних вуглеводнів в стадію в).

Тиск рециркулює C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів підтримують постійним шляхом подачі C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів із зовнішнього джерела в рециркулюючий потік.

Принципова технологічна схема процесу наведена на кресленні. Газоподібне C 1 -C 4 вуглеводневу сировину нагрівають в теплообмінниках Т-1 і Т-2, а потім в печі П-1 до температури 500-600 o C і подають в реактор Р-1. У нижню частину реактора подають никельсодержащий каталізатор за допомогою механічного живильника. Рух каталізатора в напрямку знизу вгору забезпечує механічний живильник. Псевдозрідження каталізатора забезпечують потоком газоподібного вуглеводневої сировини. У реакторі здійснюється реакція каталітичного розкладання вуглеводневої сировини на вуглець і водень. Утворений вуглець разом з каталізатором відокремлюють від газоподібних продуктів реакції і від непрореагировавшего сировини сепарацією фаз і виводять з процесу. Газоподібні продукти, що представляють суміш вихідних вуглеводневих газів і водню, охолоджують в теплообміннику Т-2, змішують з ненасиченими високомолекулярними вуглеводнями C 6 H 5 R і направляють в реактор Р-2, який містить гетерогенний каталізатор селективного гідрування ненасичених органічних сполук. У реакторі при температурі 50-300 o C відбувається зв'язування водню шляхом його входження в структуру молекул високомолекулярних сполук. Реакція йде з великим виділенням тепла, тому продукти реакції охолоджують спочатку в теплообміннику Т-3, потім в холодильнику Н-1 до кімнатної температури і подають в сепаратор С-1, де відбувається відділення непрореагировавших вуглеводневих газів від пов'язаного в структурі високомолекулярних вуглеводнів водню. Вуглеводневі гази направляють на змішання з сировиною і повертають в процес.

Насичені воднем високомолекулярні вуглеводні нагрівають спочатку в теплообміннику Т-2, а потім в печі П-1 до температури 350-450 ^{o C} і подають в реактор Р-3, що містить каталізатор селективного дегідрування високомолекулярних вуглеводнів. У реакторі Р-3 відбувається виділення пов'язаного водню в реакції каталітичного дегідрування високомолекулярних вуглеводнів. Продукти реакції охолоджують в теплообміннику Т-1, а потім в холодильнику Н-2 до температури +20 ...- 10 ^{o C} і подають в сепаратор С-2. У сепараторі відбувається відділення чистого водню від високомолекулярних вуглеводнів. Водень виводять з процесу в якості готового продукту. Ненасичені високомолекулярні вуглеводні направляють на змішання з газоподібними продуктами реакції розкладання вуглеводневих газів з реактора Р-1 і подають в реактор Р-2 для зв'язування газоподібного водню. Процес проводять безперервно, шляхом здійснення комплексу вищеописаних операцій в паралельно працюючих реакторах Р-1, Р-2, Р-3.

Відмітною ознакою пропонованого способу отримання чистого водню і вуглецевого матеріалу каталітичним розкладанням вуглеводнів при постійному перемішуванні металлсодержащего каталізатора є те, що процес ведуть при постійній в часі ступеня перетворення сировини, яку забезпечують безперервною подачею в реактор свіжого каталізатора. Це забезпечує стаціонарність протікання процесу і компенсує втрату активності каталізатора в верхніх шарах реактора, що, в сукупності, є причиною високого ступеня конверсії сировини і високої концентрації водню в газоподібних продуктах реакції.

Істотною відмінністю пропонованого способу отримання вуглецю і водню є застосування для відділення водню з газоподібних продуктів реакції каталітичного зв'язування водню з входженням його до складу високомолекулярних органічних молекул, що мають в порівнянні з легкими вуглеводневими газами на 250 ^{o C} і більше різницю в температурах кипіння. Це забезпечує просте і повне відділення непрореагировавших вуглеводневих газів від "пов'язаного" водню і створює передумови їх рецикла в процес, що, в свою чергу, забезпечує повне перетворення сировини в кінцеві продукти, якими є вуглець і чистий водень.

Для здійснення зв'язування водню в пропонованому способі використовують реакцію гідрування ненасичених вуглеводнів з числа індивідуальних ароматичних вуглеводнів з числом вуглецевих атомів від 6 до 10, їх сумішей або їх сумішей з олефінове вуглеводнями.

Реакція гідрування ароматичних вуглеводнів йде відповідно до рівняння:

C ₆ H ₅ R + 3H ₂ <---> C ₆ H ₁₁ R

з поглинанням трьох молекул водню в розрахунку на кожну молекулу вуглеводню (R - H, CH _3, C ₂ H _5, C ₃ H ₇ і т.д. радикали). Реакція здійснюється при високих об'ємних швидкостях подачі сировини в реактор (10-50 год ^-1) в діапазоні температур 50-300 ^{o C} в присутності металевих каталізаторів, що містять метал платинової групи. Реакція легко йде як при низьких, так і при високих парціальних тисках водню. Застосування для здійснення даної реакції промислових платинових каталізаторів, наприклад, процесу каталітичного риформінгу бензинів, забезпечує повне зв'язування водню при часах контакту 0,2-0,5 хв. Реакція йде з селективністю, близькою до 100% [Г. А. Маслянскій, Р.Н. Шапіро. Каталітичний риформінг бензинів, Л.: Хімія, 1985, 224 с.] З виділенням тепла (50-55 ккал / моль).

Дешевим і доступним джерелом ароматичних вуглеводнів є великотоннажні процеси виробництва ароматичних вуглеводнів каталітичним риформингом бензинових фракцій [Г.А. Маслянскій, Р.Н. Шапіро. Каталітичний риформінг бензинів, Л., Хімія, 1985, 224 с.]. Крім того, для цілей зв'язування водню можуть служити суміші ароматичних і олефінових вуглеводнів, продуктів реакцій процесів сповільненого коксування нафтових залишків, термічного і каталітичного крекінгу важких нафтових дистилятів. В останньому випадку продуктом гідрування буде суміш нафтенових і парафінових вуглеводнів.

Істотним відмітною ознакою пропонованого способу виступає і відділення непрореагировавших вуглеводневих газів від пов'язаного водню і повернення вуглеводневих газів в процес на змішання з сировиною. При цьому рециркуляцию вуглеводневих газів здійснюють безперервно в замкнутій системі із зони гідрування в зону розкладання і назад, без виведення їх з процесу; тиск рециркулює C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів підтримують постійним шляхом подачі C ₁ -C ₄ вуглеводневих газів із зовнішнього джерела в рециркулюючий потік.

Ще одним істотним відмітною ознакою пропонованого способу є використання для виділення чистого водню каталітичної реакції дегідрування нафтенових вуглеводнів. Реакція йде відповідно до рівняння

C ₆ H ₁₁ R ---> C ₆ H ₅ R + 3H ₂

в присутності каталізаторів, що містять метал (и) платинової групи. Реакція здійснюється при високих об'ємних швидкостях подачі рідких вуглеводнів в реактор (10-50 год ^-1) в діапазоні температур 300-500 ^{o C.} Застосування для здійснення даної реакції промислових платинових каталізаторів, наприклад, процесу каталітичного риформінгу, забезпечує селективність процесу дегідрування нафтенових вуглеводнів, близьку до 100 мол.%. Дана обставина є передумовою отримання водню високої чистоти (> 99 мовляв.%). Для цього продукти реакції з реактора Р-3 охолоджують до температури від +20 до -20 ^{o C} в холодильнику X-2 і подають в сепаратор С-2. В силу низьких за величиною парціального тиску ароматичних вуглеводнів в сепараторі відбувається повне відділення газоподібного водню від рідких ароматичних вуглеводнів. Водень виводять з процесу в якості готового продукту. Ароматичні вуглеводні повертають в процес для зв'язування водню, що утворився в стадії каталітичного розкладання вуглеводнів в реакторі Р-1.

Слід зазначити, що тільки сукупність перерахованих вище характерних ознак дозволяє досягти завдання винаходу, якій є повна конверсія вихідного вуглеводневої сировини з отриманням вуглецевого матеріалу і водню високого ступеня хімічної чистоти.

Сировиною процесу служить метан, природний газ, що містить в якості домішок етан, пропан і бутан, а й відходять вуглеводневі гази нафтопереробних заводів.

Склад вуглеводневих газів, використовуваних нами для каталітичного їх розкладання на нікельмедних каталізаторах по відомим і запропонованим способам, показаний в таблиці 1.

Експерименти за відомим способом проводять в реакторі періодичної дії, описаного в [Патент РФ N 2064889, C 01 В 3/26, 31/02, Бюл. 22, 10.08.96]. Пропонований спосіб здійснюють в системі з 3-х реакторів безперервної дії.

Нижче наведені дані основних показників процесу отримання вуглецевого матеріалу за відомим (приклади 1, 4, 6) і пропонованим способом (приклади 2, 3, 5, 7). Узагальнені дані наведені в таблиці 2.

Приклад 1. Ілюструє відомий спосіб каталітичного розкладання вуглеводневої сировини на водень і вуглець.

У реактор періодичної дії засипають 10 г гранульованого каталізатора з розміром частинок 0,2-0,5 мм, що складається з, мас.%: Нікель - 87, мідь - 3, оксид алюмінію - 10, і містить в своєму складі мідь і нікель в вигляді кристалітів міднонікелевого сплаву розміром 5-160 нм. У реактор з каталізатором при температурі 550 ^{o C} подають метан з розрахунку 26 г метан / г кат-ра · год, підтримуючи дисперсний матеріал каталізатора потоком газу великої інтенсивності (~ 360 л / год) в псевдозрідженому стані. Метан, проходячи через псевдозріджений шар каталізатора, розкладається на вуглець і водень. Підтримка частинок каталізатора в псевдозрідженому стані забезпечує отримання вуглецю гарної якості у вигляді міцних гранул. Одночасно досягається повне утримання одержуваного вуглецю в реакторі, так як не відбувається помітного стирання або руйнування одержуваного вуглецю. Процес проводять протягом 35 годин до повної дезактивації каталізатора. На стадії завершення процесу гранули збільшуються в розмірі в 6-8 разів і складаються переважно з чистого вуглецю (99,6 мас.%). У процесі дезактивації каталізатора спостерігається зниження ступеня конверсії метану від 30% на початку реакційного циклу до часток відсотка від поданого метану. При цьому спостерігається зниження концентрації водню в газах реакції аж до його повного зникнення. Реактор охолоджують і вивантажують вуглецевий матеріал. Усереднені показники процесу за цикл наведені в таблиці 2. Середня конверсія метану за цикл становить 20 мас.%, Середній вихід вуглецю - 10,4 г / г кат-ра · год з вмістом в каталізаторі 270 мас.%. Вихід водню становить 2,6 г / г кат-ра · год з концентрацією в газах реакції 20 об.%.

Приклад 2. Ілюструє проведення процесу за пропонованим способом

У реактор Р-1 завантажують 10 г каталізатора з розміром частинок 0,2-0,5 мм, що складається з, мас. %: Нікель - 87, мідь - 3, оксид алюмінію - 10; каталізатор містить в своєму складі мідь і нікель у вигляді кристалітів міднонікелевого сплаву розміром 5-160 нм. Потік метану нагрівають в теплообмінниках Т-1, Т-2 і печі П-1 до температури 580-600 ^{o C} і подають в нижню частину реактора для розігріву реактора з каталізатором до температури 550 ^{o C.} Під дією газового потоку каталізатор приходить в стан псевдорідинному . Метан, проходячи через шар каталізатора, розкладається на вуглець і водень. Витрата метану підтримують таким, щоб забезпечувалося час контакту (в розрахунку на обсяг каталізатора) 0,01-0,03 с. Через 5 годин після початку здійснення процесу в міру початку дезактивації каталізатора в нижню частину реактора починають подавати свіже каталізатор на змішання з потоком метану зі швидкістю 0,5 г кат-ра / год, чим забезпечують стаціонарну активність і постійний рівень конверсії метану. У міру накопичення на поверхні каталізатора вуглецю відбувається збільшення розміру часток і спостерігається зменшення насипної ваги твердого продукту (з 8 до 2-3 г / см ^3). З цих причин в процесі просування каталізатора по висоті шару в реакторі Р-1 в напрямку знизу вгору відбувається розпушення шару і зменшення щільності упаковки зауглероженних частинок. Готовий продукт, що містить 95-99 мас.% Вуглецю, піднімається до рівня перетічними патрубка, підхоплюється потоком газів реакції і зсипається в бункер з готовим продуктом. Охолодження готового продукту здійснюють холодоагентом, що подається в сорочку охолодження бункера. Гарячі гази реакції охолоджують в теплообміннику Т-2 вихідною сировиною і подають на змішання з рідким потоком бензолу в реактор Р-2, який подають для повноти зв'язування водню з надлишком 1,2 від стехіометрії. У реактор завантажують 20 г промислового каталізатора риформінгу марки ПР-51. Каталізатор містить, мас.%: Платини - 0,25, ренію - 0,35 і оксиду алюмінію - 99,4 і знаходиться у відновленій формі. Температуру на вході в реактор підтримують рівної 100-150 ^{o C.} В реакторі відбувається гідрування бензолу воднем з переходом останнього до складу молекул циклогексана. В ході реакції за рахунок виділення тепла (~ 50 кал / моль бензолу) відбувається збільшення температури реакції на 50-70 ^{o C.} Продукти реакції: метан, циклогексан і не прореагував бензол охолоджують в теплообміннику Т-3 і холодильнику X до температури 10 ^{o C} і подають в сепаратор С-2. У сепараторі відбувається відділення непрореагировавшего в Р-1 метану, який подають на змішання з вихідною сировиною, а потім в реактор Р-1. Цим забезпечується повна конверсія метану в кінцеві продукти, якими є вуглецевий матеріал і водень.

Суміш бензолу і циклогексану нагрівають в теплообміннику Т-3 і печі П-2 до температури 300-400 ^{o C} і направляють в реактор Р-3. У реактор завантажують 20 г каталізатора ПР-51. При температурі 300 ^{o C} в реакторі йде реакція дегідрування циклогексану і освіту бензолу і водню. Продукти реакції охолоджують до температури 6-10 ^{o C} і направляють в сепаратор С-2. У сепараторі відбувається відділення водню від бензолу. В силу низьких за величиною значень парціальних тисків бензолу при температурах, близьких до температури замерзання бензолу (+5,5 ^{o C),} бензол, виведений з верху сепаратора С-2, має чистоту понад 99 міль.%. Сукупність безперервного проведення зазначених вище операцій дозволила отримати збільшення виходу вуглецю і водню з 7,8 до 10,1 і з 2,6 до 3,3 г / г кат-ра · год відповідно (таблиця 2) в поєднанні з отриманням ступеня конверсії і селективності перетворення метану в кінцеві продукти близькими до 100 мас.%.

Приклад 3. Процес ведуть в умовах, описаних в прикладі 1, з тією відмінністю, що:

- Свіжий каталізатор в реактор Р-1 подають зі швидкістю 1,0 г кат-ра / год;

- В реактор Р-2 для зв'язування водню подають суміш гексена-1 і метил, изопропилбензола в мольному співвідношенні 1: 1;

- Температура в реакторі Р-2 300 ^{o C,} тиск 20 атм;

- Температуру в сепараторі С-1 підтримують (-20 ^{o C);}

- Температура в реакторі Р-3 500 ^{o C,} тиск 20 атм;

- Температуру в сепараторі С-2 підтримують (-20 ^{o C).}

Продуктами гідрування з реактора Р-1 є н-гексан і метілізопропілціклогексан, а продуктами дегідрірованія з Р-3 - водень, гексан і метілізопропілбензол. Гексан відганяють від метілізопропілбензола, а останній повертають в процес.

У цьому випадку спостерігається збільшення швидкості виходу вуглецю з 10,1 до 11,1 і водню з 3,3 до 3,7 г / г кат-ра · год з одночасним збільшенням чистоти відходить водню з 98,5 до 99,3 мовляв. %.

Приклад 4 (для порівняння).

Процес ведуть в умовах, описаних в прикладі 1, з тією відмінністю, що в якості вихідної сировини використовують природний газ. Склад природного газу представлений в таблиці 1. У цьому випадку спостерігається деяке збільшення в порівнянні з чистим метаном конверсії вихідної сировини з 30 до 35 мас.%. Одержуваний вуглецевий матеріал являє собою добре гранульований матеріал з високою міцністю і сипучістю.

Приклад 5. (Пропонований спосіб).

Процес ведуть в умовах, описаних в прикладі 1, з тією відмінністю, що:

- В якості каталізатора розкладання в реакторі Р-1 використовують каталізатор з розміром частинок 0,2-0,5 мм, що складається з, мас.%: Залізо - 57, нікель - 33, оксид алюмінію - 10. В реактори Р-2 і Р-3 завантажують каталізатор складу, мас.%: платина - 0,5, оксид алюмінію - інше;

- В якості вихідної сировини використовують природний газ, склад якого представлений в таблиці 1;

- Для зв'язування водню в реактор Р-2 подають суміш етилбензолу і гептадіена 1,3; температура в реакторі Р-2 150 ^{o C,} в реакторі Р-3 400 ^{o C;}

- Температура в сепараторах С-1 і С-2 20 ^{o C.}

В цьому випадку продуктами зв'язування водню в Р-2 є н-гептан і етілціклогексан, а продуктами дегідрірованія з Р-3 є водень, гептан і етилбензол, оскільки дегидрирование парафінів йде на 100-150 ^{o C} при більш високих температурах і з меншою швидкістю по порівняно з реакцією дегідрування нафтенов. Цей приклад, як і приклад 3, ілюструє приватне істотна відмінність запропонованого способу, яке складається в можливості облагороджування вторинних бензинових фракцій термічних і термокаталітіческіх процесів нафтопереробки, що містять великі кількості (до 30-50 мас.%) Олефінів і диенов і є з цієї причини підвищеної екологічною небезпекою для товарних нафтопродуктів.

Приклади 6 і 7 проводять в умовах, описаних в прикладах 1 і 2, і ілюструють перевагу запропонованого способу переробки вуглеводневої сировини на прикладі газів, що відходять нафтопереробки, склад яких наведено в таблиці 1.

Основні показники процесу наведені в таблиці 2.

Як видно з наведених прикладів і таблиць, пропонований спосіб дозволяє отримати вуглецевий матеріал і водень високого ступеня чистоти при повній мірі конверсії вихідного вуглеводневої сировини.

ФОРМУЛА ВИНАХОДУ

1. Спосіб отримання водню і вуглецевого матеріалу шляхом розкладання C ₁ - C ₄ вуглеводневих газів на металлсодержащими каталізаторі при температурі 500 - 600 ^{o C} з наступним відділенням газоподібних продуктів розкладання від утворюється на каталізаторі вуглецевого матеріалу, що відрізняється тим, що газоподібні продукти розкладання піддають поділу шляхом зв'язування водню при контактуванні з ароматичними вуглеводнями в зоні каталітичного гідрування, після чого пов'язаний водень у вигляді циклогексанового вуглеводнів відокремлюють від непрореагировавших вихідних вуглеводнів, які потім рециркулируют в зону розкладання, а циклогексанового вуглеводні направляють в зону каталітичного дегідрування, де відбувається утворення чистого водню, а вуглеводневі продукти дегідрірованія повертають в зону гідрування.

2. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що рециркуляцию C ₁ - C ₄ вуглеводневих газів здійснюють безперервно в замкнутій системі із зони гідрування в зону розкладання і назад, без виведення його з процесу.

3. Спосіб за п.2, що відрізняється тим, що а рециркулюючий потік газу подають додаткову кількість C ₁ - C ₄ вуглеводневих газів із зовнішнього джерела.

4. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що процес ведуть при безперервному виведення утворюється вуглецевого матеріалу з потоком науглероженного каталізатора із зони розкладання.

5. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що процес ведуть при безперервному додаванні свіжого каталізатора в зону розкладання.

6. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що в якості C ₁ - C ₄ вуглеводневих газів в зоні розкладання використовують метан, природний газ, гази процесів переробки вуглеводневої сировини.

7. Спосіб за п. 1, який відрізняється тим, що процес в зоні гідрування здійснюють при тиску не менше 0,3 МПа і температурі 50 - 300 ^{o C} на каталізаторі, що містить метал (и) YIII групи.

8. Спосіб за п.7, що відрізняється тим, що утворюється в зоні каталітичного гідрування пов'язаний водень і не прореагували C ₁ - C ₄ вуглеводневі гази поділяють методом среднетемпературной сепарації фаз при Т від +20 до -20 ^{o C.}

9. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що процес в зоні дегідрірованія здійснюють при температурі 300 - 500 ^{o C} на каталізаторі, що містить метал (и) YIII групи.

10. Спосіб за п.9, що відрізняється тим, що утворюються в зоні каталітичного дегідрування чистий водень і високомолекулярні продукти дегідрірованія поділяють методом среднетемпературной сепарації фаз при Т від +20 до -20 ^{o C.}

11. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що тепло, що виділяється при реакції в зоні каталітичного гідрування, використовують для нагріву потоку циклогексанового вуглеводнів, які направляються в якості сировини в зону каталітичного дегідрування.

12. Спосіб за п.19, який відрізняється тим, що тепло продуктів реакції в зоні каталітичного дегідрування використовують для нагрівання потоку C ₁ - C ₄ вуглеводневого газу.

13. Спосіб за п.1, що відрізняється тим, що тепло продуктів реакції в стадії каталітичного розкладання вуглеводневої сировини на вуглеводень і водень використовують для нагрівання потоку C ₁ - C ₄ вуглеводневого газу.

Версія для друку
Дата публікації 28.02.2007гг

НОВІ СТАТТІ ТА ПУБЛІКАЦІЇ
	Технологія виготовлення універсальних муфт для бесварочного, безрезьбовиє, бесфлянцевого з'єднання відрізків труб в трубопроводах високого тиску (мається відео)
	Технологія очищення нафти і нафтопродуктів
	Про можливість переміщення замкнутої механічної системи за рахунок внутрішніх сил
	Світіння рідини в тонких діелектричних каналох
	Взаємозв'язок між квантової і класичної механікою
	Міліметрові хвилі в медицині. Новий погляд. ММВ терапія
	магнітний двигун
	Джерело тепла на базі нососних агрегатів