С2Н5 - раскрытия пятичленных циклов с образованием изоалканов

- раскрытия пятичленных циклов с образованием изоалканов

R

и другие реакции.

Впервые гидрогенизацией угля получил жидкое топливо (бензин) в 1911 г. немецкий химик Ф. Бергиус.

Однако промышленная реализация получения моторных топлив из угля базировалась на другом способе газификации угля, а именно: его взаимодействием с водяным паром с получением синтез-газа:

С + Н₂О СО + Н₂ (12.13)

Это эндотермическая реакция, которая существенно сдвинута вправо при температуре 900–1000 ^оС. Необходимую температуру можно получить парциальным сжиганием части угля по реакции:

в которй также получают оксид углерода (II).

История использования синтез-газа для производства моторного топлива восходит к 1926 г., когда немецкие ученые Ф. Фишер и Г. Тропш опубликовали работу «О прямом синтезе нефтяных углеводородов при обыкновенном давлении», в которой сообщалось, что при восстановлении водородом монооксида углерода при атмосферном давлении в присутствии различных катализаторов (железо – оксид цинка или кобальт – оксид хрома) при 270°С получаются жидкие и даже твердые гомологи метана.

Так возник знаменитый синтез углеводородов из монооксида углерода и водорода, называемый с тех пор синтезом Фишера-Тропша. Смесь CO и H₂ в различных соотношениях, называемая синтез-газом, легко может быть получена как из угля, так и из любого другого углеродсодержащего сырья.

Процесс Фишера – Тропша описывается следующими уравнениями

пСО + (2п + 1) Н₂ С_пН_{2п +2} + пН₂О, (12.15)

2пСО + (п + 1) Н₂ С_пН_{2п +2} + пСО₂. (12.16)

В направлении (12.15) синтез идет на никельсодержаих (например, Ni-Mn-Al₂O₃ на кизельгуре или сплав Ni-Si-Mn) либо кобальтовых катализа­торах (например, Co-ThO₂ или Co-ThO₂-MgO на кизельгуре) при 175–215 ^оC, 0,1–1,5 МПа, объемном соотношении CO/H₂ 1/1–1/2. Выход углеводородов в этом случае составляет 100–180 мл на 1 м³ исходной газовой смеси. Пример фракционного состава для Со-катализатора: фракция с Т_кип <150 ^оC (бензин) – 20–24 %; 150 – 200 ^оС – 12–15 %; 250–300 ^оC – 25 %; парафины 34–42 %. В основном все фракции содержат алканы с нормальной цепью; При этом бензиновая фракция содержит от 8 до 40 % олефинов.

На катализаторах на основе железа (например, Fe-ZnO либо Fe-Cu-Mn на доломите или кизельгуре) при 220–250 ^оC, 0,5–1 МПа и объемном соотношении CO/H₂ 2/1 – 1/1 преобладает процесс (12.16). Выход углеводородов до 160 мл на 1 м³ газовой смеси (в т.ч. бензина и масел около 110 мл). В числе жидких продуктов содержатся значительные количества (до 60 %) олефинов.

Парафины преимущественно (60–70 %) образуются на рутениевых катализаторах при 180–200 ^оC и 10–30 МПа. На оксидах Cr, Mo, Th с добавками K₂CO₃ при 475–500 ^оC, 3 МПа и соотношении CO/H₂ 1/1 образуются значитильные количества аренов. На оксидах Zn, Al или Th при 420 – 450 ^оC, 30 МПа и соотношении CO/H₂ 1,2/1 основные продукты – изоалканы (главным образом изобутан и изопентан).

В качестве побочных продуктов образуются в незначитильных количествах карбоновые кислоты, спирты, альдегиды.

Механизм Фишера – Тропша синтеза до конца не выяснен. Наиболее вероятно, что первая стадия – образование комплекса металла и СО, затем начинается синтез углеводородной цепи, например:

В росте цепи могут участвовать структурные единицы с одним, двумя и большим числом атомов С (образуются, напр., в результате деструкции углеводородов с длинной цепью).

В присутствии Ce, Cr, Mn, Mo и некоторых других металлов и их оксидов при высоких давлениях и температурах (около 15 МПа, 400–450 ^оC) из СО и H₂ образуются в основном кислородсодержащие соединения (около 10 % кислот, остальное – спирты, альдегиды, кетоны).

Первый промышленный реактор был пущен в Германии в 1935 г, использовался Co-Th осажденный катализатор. В 1930–40-е г.г. на основе технологии Фишера – Тропша было налажено производство синтетического бензина (когазин-I, или синтин) с октановым числом 40–55, синтетической высококачественной дизельной фракции (когазин-II) с цетановым числом 75 – 100 и твёрдого парафина. Сырьем для процесса служил уголь, из котоого газификацией получали синтез-газ, а из него углеводороды. К 1945 г в мире имелось 15 заводов синтеза Фишера – Тропша (в Германии, США, Китае и Японии) общей мощностью около 1 млн.т углеводородов в год. Они выпускали в основном синтетические моторные топлива и смазочные масла.

В годы после второй мировой войны синтезу ФТ уделяли большое внимание во всём мире, поскольку считалось, что запасы нефти подходят к концу, и надо искать ей замену. В 1950 г был пущен завод в Браунсвилле (Техас) на 360 тыс. т/г. В 1955 г южноафриканская компания Sasol построила собственное производство, существующее и развивающееся до сих пор.

В Новочеркасске с 1952 работала установка мощностью около 50 тыс. т/г, на вывезенном из Германии оборудовании. Сырьем служил сначала уголь донецкого бассейна, а затем природный газ. Немецкий Co-Th катализатор был со временем заменён на оригинальный, Co-Zr. На заводе была установлена колонна точной ректификации, так что в ассортимент продукции завода входили индивидуальные углеводороды высокой чистоты, в том числе α-олефины с нечетным углеродным номером. Установка работала на Новочеркасском заводе синтетических продуктов вплоть до 1990-х годов и была остановлена по экономическим причинам.

Все эти предприятия в значительной степени заимствовали опыт немецких химиков и инженеров, накопленный в 30–40-е годы.

Открытие обширных месторождений нефти в Аравии, Северном море, Нигерии, Аляске резко снизило интерес к синтезу Фишера – Тропша. Почти все существующие заводы были закрыты, единственное крупное производство сохранилось в ЮАР с годовой мощностью около 5 млн. т жидких продуктов.

Активность в этой области возобновилась к 1990-м годам. В 1990 г компания Exxon запустила опытную установку на 8 тыс. т/г с Co-катализа­тором. В 1992 г южноафриканская компания Mossgas построила завод мощностью 900 тыс. т/г. В отличие от технологии Sasol, в качестве сырья здесь использовался природный газ с шельфового месторождения. В 1993 году компания Shell запустила завод в Бинтулу (Малайзиия) мощностью 500 тыс. т/г, используя Co-Zr катализатор и оригинальную технологию «средних дистиллятов». Сырьем служит синтез-газ, получаемый парциальным окислением местного природного газа. В настоящее время Shell строит завод по той же технологии, но на порядок большей мощности в Катаре. Свои проекты в области синтеза Фишера – Тропша разной степени проработки имеют также компании Chevron, Conoco, BP, ENI, Statoil, Rentech, Syntroleum и другие.

Сильная связь между катализатором ФТ и работой реактора привела к разработке реакторов различных типов и конструкций. В таблице 2 приведены характерные особенности некоторых первоначально разработанных ФТ-реакторов.

Таблица 2 – Реакторы ФТ


Продолжение таблицы 2


Наиболее распространенными реакторами являются: многотрубчатый реактор с неподвижным слоем, сларри-реактор, трехфазный реактор с псевдоожиженным слоем, реактор с псевдоожиженным слоем и реактор с циркулирующим псевдоожиженным слоем. В настоящее время существует два режима работы для реакторов Фишера-Тропша – высокотемпературный режим (300 – 350 °C) и низкотемпературный режим (200 – 240 °C). Железные катализаторы работают в высокотемпературном режиме для синтеза бензина и линейных низкомолекулярных олефинов. С другой стороны, при низкой температуре процесса используют железный или кобальтовый катализатор для получения высокомолекулярных линейных восков. В случае реакторов с псевдоожиженным слоем, слой будучи более изотермичным по сравнению с реакторами с неподвижным слоем, данный тип реактора может работать в температурном диапазоне от 320 до 350 °С, что на 100 °С выше рабочего диапазона температур, используемого в реакторах с неподвижным слоем и сларри-реакторах. На рисунке 1 представлены основные типы коммерческих реакторов Фишера-Тропша.

Рисунок 1 – Коммерческие реакторы ФТ

В современном процессе Фишера-Тропша используют низкие температуры для производства жидкого топлива. Основной задачей для реакторов Фишера-Тропша является отвод большого количества тепла, образующегося в процессе реакции и поддержание равномерного профиля температур внутри слоя катализатора. Авторами данных работ [36,37] были предложены следующие способы отвода тепла с реактора:

1) Циркуляция охлаждающей жидкости в межтрубном пространстве реактора;

2) Внешнее охлаждение – рециркуляция газа или жидкости в слой катализатора;

3) Прямое охлаждение путем диспергирования подаваемого синтез-газа в слой катализатора.

Реакторы с неподвижным псевдоожиженным слоем иногда называют Sasol Advanced Synthol (SAS) реакторами. Технология высокотемпературного синтеза осуществляется на заводе Sasol (Южная Африка) в процессе Syntol. На данный момент это самое крупное промышленное производство углеводородов по методу Фишера-Тропша. Реакторы SAS, которые успешно используются в течение 30 лет на заводе Sasol более экономичны по сравнению с реакторами с циркулирующим псевдоожиженным слоем. В первую очередь из-за меньшей конструкционной сложности; высокой конверсии СО; более низкого расхода катализатора; простоты в обслуживании. Циклоны SAS очень эффективно удерживают катализатор внутри реактора. Однако в случае реакторов с циркулирующим псевдоожиженным слоем, скрубберные башни используют выходящий из циклонов поток, чтобы удалить следы катализатора до того, как продуктовый поток будет сконденсирован.

Высокотемпературные процессы ФТ работают в диапазоне температур 300 – 350 °С с использованием железных катализаторов для производства бензина или олефинов [38]. Для проведения высокотемпературного синтеза используют двухфазные реакторы с псевдоожиженным слоем – с неподвижным псевдоожиженным слоем и циркулирующим псевдоожиженным слоем.

nCO + (2n + 1)H₂  C_nH_2n+2 + nH₂O

В небольшом количестве образуются также спирты.

Смесь отходящих продуктов реакции попадает в систему разделения, где выделяются углеводороды, вода, непрореагировавшие СО и Н₂.

Мольное соотношение потоков на входе в реактор . Считать, что водород и оксид углерода подаются 100%-ной чистоты. Анализом отходящих из реактора продуктов определены мольные селективности следующих продуктов:

Реакции таковы:

СО + 3Н₂ СН₄ + Н₂О

4СО + 9Н₂ С₄Н₁₀ + 4Н₂О

6СО + 13Н₂ С₆Н₁₄ + 6Н₂О

14СО + 29Н₂ С₁₄Н₃₀ + 14Н₂О

36СО + 73Н₂ С₃₆Н₇₄ + 36Н₂О

3,5СО + 6,5Н₂ С_3,5Н₇ОН + 2,5Н₂О.

Степень превращения оксида углерода равна 0,6, т.е. Х_СО = 0,6. Производительность реактора по суммарному потоку водорода и оксида углерода равна 20 кмоль/ч.
Решение:

Определим мольные и массовые потоки СО и Н₂ на входе в реактор:

Найдем теперь мольные потоки ключевых веществ (фракций) (кмоль/ч):

Определим количество непрореагировавшего оксида углерода:

Определим количество прореагировавшего водорода (кмоль/ч):

или (кг/ч). Тогда количество водорода на выходе из реактора равно: (кг/ч).

Определим количество образовавшейся воды: