خانه / حلال ها / تعیین شرایط بهینه عملیاتی برای سنتز مستقیم دی متیل اتر از گاز سنتز

تعیین شرایط بهینه عملیاتی برای سنتز مستقیم دی متیل اتر از گاز سنتز

 

چکیده

در این تحقیق کاتالیست ترکیبی از اختلاط فیزیکی کاتالیست صنعتی متانول ( ساخت شرکت KMT روسیه) و کاتالیست آبگیری H-MFI-90  تهیه شده است. کاتالیست یاد شده ضمن شناسایی به روشهایی نظیرXRD,XRF,BET ، در میکروراکتور دوغابی در محدوده دمایی ۲۰۰ تا oC240 ، محدوده فشار ۱۰ تا bar50 ، محدوده نسبت H2/CO خوراک از ۲۶/۰ تا ۵۲/۱ و نسبت کاتالیست متانول به کاتالیست آبگیر در محدوده ۶۷/۰ تا ۴ با دور همزن  RPM1600  و دبی   ۵۰۰  طبق برنامه ارائه شده توسط روش تاگوچی برای طرح آزمایشات در ۹ اجرا تست گردید. بر اساس نتایج حاصل، برای کاتالیست یاد شده در شرایط حاکم پیش بینی می شود دمای بهینه  oC240 ، فشار بهینه bar 3/33 ، نسبت بهینه H2/CO خوراک ۵۲/۱ و نسبت بهینه کاتالیست متانول به کاتالیست آبگیر ۹۶/۲ باشد.

 

واژه‌های کلیدی: گاز سنتز- دی متیل اتر- سنتز مستقیم

 

۱- مقدمه

دی متیل اتر  (DME)ساده ترین اترآلیفاتیک با فرمول شیمیایی CH3-O-CH3 می باشد که با توجه به کاربردهای گسترده آن و ذخایر غنی ایران از گاز طبیعی ، تهیه این ماده به روش اقتصادی لازم و ضروری به نظر می رسد. به دلیل شباهت قابل توجه خصوصیات فیزیکی و شیمیایی DME با LPG ، قابلیت جایگزینی  DMEبه جای LPG وجود دارد. همچنین با توجه به عدد ستان بالای DME (60-55) در مقایسه با سوخت دیزل معمولی مشتق شده از نفت (۵۵-۴۰)، می توان از DME  به عنوان سوخت جایگزین برای موتورهای دیزل در اتومبیلها استفاده نمود. در این زمینه نتایج تستهای احتراقی، بسیار رضایتبخش گزارش شده است[۱]. کاربردهای دیگری نیز برای DME نظیر جایگزینی برای عامل پیشران در اسپری ها و لوازم آرایشی و بهداشتی، جایگزینCFC در چرخه های سرماساز و به عنوان یک ترکیب حدواسط با ارزش برای تولید مواد شیمیایی مختلف نیز مطرح است [۲-۴] .

روش های تولید DME  به دو دسته، تولید غیرمستقیم از متانول و تولید مستقیم از گاز سنتز تقسیم می شوند. در روش غیرمستقیم گاز سنتز در دو مرحله شامل سنتز متانول و آبگیری از آن به DME تبدیل می شود. در روش مستقیم، گاز سنتز (مخلوطCO,H2) طی یک مرحله به DME  تبدیل می‌شود وکلیه واکنشها در یک راکتور و روی یک‌کاتالیست ترکیبی (شامل کاتالیستهای سنتز متانول و آبگیری از متانول) انجام می گیرد. واکنشهای ذکر شده در جدول ۱ در این فرآیند شرکت             می کنند[۴]. بواسطه مصرف متانول سنتز شده توسط واکنش آبگیری و از طرفی مصرف آب حاصل از واکنش آبگیری توسط واکنش شیفت آب-گاز و بطور کلی تاثیر مثبت سه واکنش روی یکدیگر، تبدیل گاز سنتز در هر گذر، افزایش چشمگیری نسبت به روش غیرمستقیم پیدا می‌کند که منجر به کاهش حجم کلی فرآیند و نهایتاً تولید DME با هزینه ای در حدود نصف تا دو سوم روش غیرمستقیم می شود[۱،۵،۶].

 

جدول-: واکنشهای مهم در تولید DME

 

Heat of  Reaction (Kcal/mol) Chemical Reaction
Formula Name
-۳٫۴ ۲CO + 4H2  ↔ ۲CH3OH Methanol Synthesis ۱
-۵٫۶ ۲CH3OH  ↔   CH3OCH3 + H2O Methanol Dehydration ۲
-۵۸٫۸ ۳CO + 3H2  ↔  CH3OCH3 + CO2 DME Synthesis ( from Syngas) ۳
-۴۹٫۰ ۲CO + 4H2  ↔CH3OCH3 + H2O DME Synthesis (combination of  ۱ & 2) ۴
-۹٫۸ CO + H2O  ↔  H2 + CO2 Water-Gas Shift ۵

 

از آنجا که فرآیند تبدیل مستقیم قدمت کمی(حدود یک دهه) دارد لذا هنوز تحقیقات وسیعی به منظور دستیابی به دانش فنی تهیه کاتالیستهای فرآیند مذکور، اصلاح فرآیند برای افزایش راندمان تولید، شناسایی سینتیک و ترمودینامیک واکنشهای درگیر در فرآیند و …در حال انجام است.  در زمینه تهیه کاتالیست‌های تبدیل مستقیم گاز سنتز به DME دو روش کلی مطرح است.

۱- تهیه کاتالیست‌های ترکیبی (سنتزکننده متانول+آبگیری ازمتانول) با روش‌های شیمیایی،  نظیرتحقیق Ge و همکاران که اثر روش تهیه را روی عملکرد کاتالیست ‌ها بررسی کرده‌اند و روش رسوب همزمان را بعنوان بهترین روش برای تهیه کاتالیستهای ترکیبی ذکر کرده و مدعی شده‌اند که به تبدیل ۸۹% برای CO رسیده اند[۷]؛ Li و همکاران که کاتالیست ترکیبی با شکل کلیCu/ZnO/Al2O3 تهیه کردند که در این ساختمان، بلورهای ریز مس نقش کاتالیست متانول‌ساز، روی نقش ارتقاء دهنده مس و بلورهای ریز γ آلومینا نقش کاتالیست اسیدی آبگیر را بر عهده دارند[۸]؛ Sun و همکارانش که از Pd  و Zr بعنوان ارتقا دهنده های خوب در کاتالیستهای سنتز مستقیم DME  از مخلوط  H2/CO2 نام برده اند[۹]؛ و …

۲- اختلاط فیزیکی کاتالیست متانول‌ساز و کاتالیست آبگیری از متانول،  نظیر تحقیقBrown  و همکاران که از کاتالیست متانول ساز شرکت BASF همراه با کاتالیست های مختلف آبگیر استفاده کرده و اثر نوع کاتالیست جامد اسیدی را بررسی کرده اند[۱۰]؛Takeguchi که از تحقیقش نتیجه گرفته که درصورت اختلاط فیزیکی یک کاتالیست آبگیر خوب که باید غنی از سیلیکا باشد با کاتالیست متانول‌ساز، سرعت واکنش توسط کاتالیست سنتز متانول کنترل خواهد شد، لذا با ارتقاء کاتالیست متانول ساز، راندمان تولید DME بالا می‌رود[۱۱]َ؛ و …

تا به حال تحقیق جامعی که بتوان از آن برتری یکی از دو روش فوق‌الذکر را در تهیهکاتالیست‌‌‌ ‌های ترکیبی نتیجه گرفت ارائه نشده است ضمن این که تهیه کاتالیست‌ها با روش اختلاط فیزیکی ساده تر است.

در این تحقیق، مخلوط کاتالیست KMT و H-MFI-90  بعنوان کاتالیست ترکیبی با نسبتهای متفاوت تهیه شد. این کاتالیست ها با تکنیک‌هایی نظیر XRD ،XRF،BET  شناسایی و عملکرد آنها در یک میکروراکتور دوغابی به حجم یک لیتر تحت شرایط عملیاتی مختلف در محدوده دمایی ۲۰۰ تا oC240 ، محدوده فشار ۱۰ تا bar50  ، محدوده نسبت H2/CO خوراک از ۲۶/۰ تا ۵۲/۱ و نسبت کاتالیست متانول به کاتالیست آبگیر در محدوده ۶۷/۰ تا ۴ با دور همزن  RPM1600  و دبی   ۵۰۰  طبق برنامه ارائه شده توسط روش تاگوچی برای طرح آزمایشات در ۹ اجرا بررسی گردید. تحقیق مذکور با هدف بررسی اثر پارامترهای عملیاتی (دما، فشار و …) روی عملکرد فرآیند انجام شده و مقاله حاضر گزارش خلاصه ای از این تحقیق می باشد.

 

۲- بخش تجربی

 

۲-۱- تهیه کاتالیستهای ترکیبی

بطور کلی کاتالیستهای ترکیبی متشکل از دو بخش است. بخش اول معمولاً شامل CuO به همراه انواع تقویت کننده ها بر روی یک پایه مناسب مثل آلومینا، سیلیس و … است که   نقش سنتز متانول را بر عهده داشته و بخش دوم شامل اسیدهای جامد مثل انواع زئولیتها، آلومینا و … بوده که نقش حذف آب از متانول بر عهده آن است. در اینجا از روش اختلاط فیزیکی استفاده شده است.

برای تهیهکاتالیستها از کاتالیست آبگیر  H-MFI-90 و کاتالیست صنعتی متانول (ساخت شرکتKMT  استفاده شد. در مرحله اول هر دو گونه به اندازه کافی خرد و ساییده می شوند ( در حد کمتر ازmm 90) . سپس دو نمونه به نسبت های وزنی مختلف کاتالیست متانول به کاتالیست آبگیر که در جدول ۲ (طرح آزمایشات) تعیین شده است با یکدیگر مخلوط می شوند. در مرحله بعد پودر حاصل تحت فشار به شکل قرص در می آید. نهایتاً این قرصها مجدداً خرد شده و اندازه ذرات تا محدوده mm 250-90 کاهـش می یابد.

خوراک شامل نیتروژن، هیدروژن و مونوکسید کربن، پس از تنظیم دبی توسط کنترل کننده‌های جرمی جریان (MFC) ، اختلاط با یکدیگر ، عبور از بستر اکسید روی جهت حذف ناخالصی‌ها و پیشگرم کن، وارد راکتور می شود. این راکتور از نوع دوغابی به‌حجم یک لیتر، دارای ژاکت و همزن و مجهز به حسگرهای دما، فشار و دور همزن است که‌ دمای آن توسط یک حمام روغن کنترل می‌شود. خوراک بصـورت حباب های ریز از پایین وارد بسـتر دوغابی راکتـور، شامل حلال خنثی  و ذرات پودری کاتالیست معلق در آن، می‌شود. پس از انجام واکنش، محصولات بصورت گاز از راکتور خارج شده و پس از عبور از یک تله برای حذف مایعات احتمالی، کاهش فشار به اتمسفر و عبور از بــستر جاذب آب جهت آنالــیز مستقیماً به یـک دستگاه کرماتوگراف گازی تزریق می گردد.

 

۲-۳- آنالیز محصولات

برای آنالیز محصولات واکنش از یک دستگاه کروماتوگراف گازی مدل Varian CP-3800 مجهز به دو ستون پرشده از نوع Haysep Q  و  Chrompach Molecular Sive A  به ابعاد ۱/۸ inch. * ۲ m  به ترتیب برای جداسازی CO2 , H2 , MeOH , DME و N2 , CO , CH4  و از آشکار‌ساز هدایت حرارتی((TCD با  گاز حامل هلیم، برای شناسایی اجزای مذکور استفاده شده است.

 

۲-۴- شرایط عملیاتی و احیا

تمامی ۹ آزمایش درشرایط احیای یکسان صورت گرفته تا بتوان نتایج حاصل را با یکدیگر مقایسه نمود. g350 نرمال هگزادکان بعنوان حلال دوغاب در نظر گرفته و به مقدار ۵% وزن حلال معادل g ۵/۱۷ کاتالیست برای انجام واکنش آماده و به راکتور منتقل می گردد. خوراک با دبی  ۵۰۰ و نسبتهای مولی متفاوت برایH2/CO (تعیین شده در جدول۲) به سیستم خورانده شده و واکنش در دماها و فشارهای تعیین شده در جدول ۲(طرح آزمایشات) و دور همزن RPM ۱۶۰۰  انجام می گیرد. در جدول ۲ برنامه طراحی آزمایشات انجام شده گردآوری شده است.

 

جدول ۲ – برنامه عملیاتی ۹ اجرا آزمایش تعیین شده بر اساس روش تاگوچی

 

H2/CO Molar Ratio of Feed MeOH /Dehydration Catalyst ratio (by weight) Temperature  (oC) Pressure  (bar) No. of Run
۱٫۵۲ ۸۰/۲۰ ۲۰۰ ۱۰ ۱
۰٫۷۰ ۶۰/۴۰ ۲۲۰ ۱۰ ۲
۰٫۲۶ ۴۰/۶۰ ۲۴۰ ۱۰ ۳
۰٫۲۶ ۶۰/۴۰ ۲۰۰ ۳۰ ۴
۱٫۵۲ ۴۰/۶۰ ۲۲۰ ۳۰ ۵
۰٫۷۰ ۸۰/۲۰ ۲۴۰ ۳۰ ۶
۰٫۷۰ ۴۰/۶۰ ۲۰۰ ۵۰ ۷
۰٫۲۶ ۸۰/۲۰ ۲۲۰ ۵۰ ۸
۱٫۵۲ ۶۰/۴۰ ۲۴۰ ۵۰ ۹

 

قبل از انجام عملیات تست راکتوری برای احیای کاتالیستها از هیدروژن خالص طی برنامه دمایی زیر استفاده می گردد. ابتدا گرمایش از دمای محیط تا oC ۳۵۰ با شیبoC/min ۱ ، سپس حفظ دمای oC ۳۵۰ به مدت ۶ ساعت ، بعد از آن کاهش خودبخوی دما تا دمای محیط.

 

۳- نتایج

۳-۱- نتایج شناسایی کاتالیستها
 برای شناسایی کاتالیستها از تکنیکهای XRF، XRD و BET استفاده شده است.   در جدول۳ نتایج تستهای XRF آنالیز آورده شده است. همانطور که انتظار می رود جزء اصلی کاتالیست متانول ساز KMT اکسید مس است(۱/۵۲درصد وزنی) که بعد از احیاء به  Cu0 در در داخل راکتور نقش اصلی ( فاز فعال) را در سنتز متانول بر عهده دارد. ماده مهم دیگر در کاتالیست سنتز متانول اکسید روی است که ۲/۲۶ درصد وزنی کاتالیست از آن تشکیل شده است. همه کاتالیست‌های سنتز متانول علاوه بر مس حاوی اکسید روی نیز هستندکه به عنوان ارتقاءدهنده، طول عمر کاتالیست مورد استفاده قرار می گیرد همچنین اکسید روی به عنوان یک باز مکانهای اسیدی را در فاز آلومینا حذف می‌کند تا کاتالیست متانول ساز ، متانول را به دی‌متیل اتر  تبدیل نکند] ۱۳[. جزء اصلی دیگر در کاتالیست متانول ساز Al2O3 که بیشتر نقش بالا بردن مقاومت حرارتی واافزایش سطح ویژه و در نتیجه توزیع در کاتالیست را بر عهده دارد. اجزاء دیگری نظیر SiO2 , MgO که به مقدار کمتر از ۵/۰ درصد وجود دارند جهت بالا بردن زمان سرویس دهی کاتالیست می‌باشند. اما درکاتالیست آبگیر که زئولیت از جنس آلومینو سیلیکات است طبق نتایج XRF نسبت مولی Si/Al برابر ۴/۵۴  است. در مراجع آلومینو سیلیکات را فعالتر از γ- آلومینا به تنهائی درآبگیری از متانول دانسته‌اند ]۱۲و۱۴[.   نتایج اندازه گیری سطح ویژه و تخلخل با جذب فیزیکی N2 در ۷۷ درجه کلوین بر اساس ایزوترم BET در جدول ۴ نشان داده شده است. کاتالیست آبگیری از متانول H-MFI-90  بالاترین سطح ویژه برابر m2/g 608   را داراست و کاتالیست متانول ساز  KMT کمترین سطح ویژه برابر با  m2/g 91   را بنابراین هر مخلوط فیزیکی از این دو، سطح ویژه‌ای بین این دو خواهد داشت. و با افزایش جزء وزنی کاتالیست متانول ساز به کاتالیست آبگیر از سطح ویژه، تخلخل وشعاع متوسط حفرات کاسته می‌شود.  همچنین نتایج شناسائی فازها با XRD   برای کاتالیست متانول‌سازKMT   و کاتالیست آبگیر H-MFI-90   و یک کاتالیست مخلوط فیزیکی (۸۰درصد وزنی کاتالیست متانول‌ساز و ۲۰ درصد وزنی کاتالیست آبگیر  ) در شکل ۲ نشان داده شده است. در کاتالیست متانول سازکه به صورت آمورف است.تنها پیک قابل ملاحظه مربوط به اکسید مس با شماره فایل ۰۲۵۴- ۰۴۱  در  نمونه‌های استاندارد JCPDS است. که با مخلوط شدن با کاتالیست آبگیر بیشتر پخش شده در نتیجه از شدت پیک آن کاسته می‌شود. در کاتالیست آبگیر نیز پیک قابل ملاحظه مربوط به یک نوع ترکیب آلومینا سیلیکات است که با اختلاط آن با کاتالیست متانول ساز از شدت پیک آن کاسته شده است.
جدول ۳- اجزای موجود در کاتالیستها ، آنالیز به روش XRF
Catalyst F
Catalyst C
H-MFI-90
KMT
۹۳٫۲۷
۰٫۴۶
SiO2  (wt%)
۱٫۴۶
۴٫۴۰
Al2O3  (wt%)
۰٫۰۳
۰٫۰۳
Fe2O3  (wt%)
۰٫۰۷
۰٫۰۴
CaO  (wt%)
۰٫۰۱
۰٫۰۱
Na2O  (wt%)
۰٫۰۴
۰٫۱۲
MgO  (wt%)
۰٫۰۱
۰٫۰۱
K2O  (wt%)
۰٫۰۳۰
۰٫۰۰۱
TiO2  (wt%)
۰٫۰۰۴
۰٫۰۰۱
MnO  (wt%)
۰٫۰۱۰
۰٫۰۳۲
P2O5  (wt%)
۴٫۵۵
۱۶٫۳۱
L.O.I  (wt%)
<0.001
۰٫۰۱۹
BaO  (wt%)
<0.001
۰٫۰۰۴
Co3O4  (wt%)
<0.001
۰٫۰۰۵
Cr2O3  (wt%)
۰٫۰۰۴
۵۲٫۱۰
CuO  (wt%)
<0.001
<0.001
Nb2O5  (wt%)
۰٫۰۱۵
<0.001
NiO  (wt%)
<0.001
<0.001
PbO  (wt%)
<0.001
<0.001
Rb2O  (wt%)
<0.001
<0.001
SrO  (wt%)
<0.001
<0.001
V2O5  (wt%)
<0.001
<0.001
WO3  (wt%)
<0.001
<0.001
Y2O3  (wt%)
۰٫۰۱۱
<0.001
ZrO2  (wt%)
۰٫۰۰۵
۲۶٫۲۰۰
ZnO  (wt%)
<0.001
<0.001
MoO3  (wt%)
<0.001
<0.001
U3O8  (wt%)
<0.001
<0.001
ThO2  (wt%)
۰٫۰۰۷
۰٫۰۴۹
Cl  (wt%)
۰٫۰۴
۰٫۰۸
SO3  (wt%)
جدول۴- سطح ویژه، حجم کل حفرات، شعاع متوسط حفرات کاتالیستها، آنالیز به روش BET
شعاع متوسط حفرات(°A)
حجم کل حفرات(ml/g)
مساحت سطح کاتالیست (m2/g)
نام نمونه
۳۲٫۳
۲۱۲٫۵E-3
۱۳۱٫۷
Catalyst 1 (80/20)
۲۳٫۵
۲۶۱٫۹E-3
۲۲۲٫۸
Catalyst 1 (60/40)
۶۶٫۹
۳۳۸٫۳E-3
۲۵۱٫۷
Catalyst 1 (40/60)
۵۵٫۹
۲۵۵٫۱E-3
۹۱٫۲
Catalyst C (KMT)
۲۱٫۱
۶۴۱٫۵E-3
۶۰۸٫۱
Catalyst F (H-MFI-90)
شکل ۲- الگوهای XRD برای نمونه های کاتالیست ترکیبی مختلف و پیش سازنده
(▼ : CuO , ♦: Al2O3 , ● : Cu4O3 , ■ : (Al2O3)1.5(SiO2)0.072  )
 ۳-۲- نتایج تست راکتوری
 نتایج حاصل از تست راکتوری در حالت پایا برای ۹ اجرای یاد شده در جدول ۲، در جداول ۵ و۶ آورده شده است.
جدول ۵ – تبدیل CO ، بازده و گزینش پذیری DME برای ۹ اجرای جدول ۲
SDME in O (%)
SDME  (%)
S O  (%)
YDME  (%)
XCO  (%)
No. of Run
۷۶٫۳۸
۵۶٫۷۲
۷۴٫۲۶
۱۷٫۴۳
۳۰٫۷۴
۱
۸۰٫۶۷
۵۸٫۶۲
۷۲٫۶۷
۱۴٫۰۳
۲۳٫۹۳
۲
۳۶٫۷۶
۳۲٫۱۰
۸۷٫۴۵
۳٫۸۵
۱۲٫۰۹
۳
۱۰۰٫۰۰
۷۸٫۸۴
۷۸٫۸۴
۱٫۸۲
۲٫۳۱
۴
۹۱٫۶۳
۶۸٫۳۶
۷۴٫۶۰
۴۰٫۵۵
۵۹٫۳۲
۵
۹۶٫۷۵
۶۸٫۹۱
۷۱٫۲۲
۵۰٫۳۱
۷۳٫۰۱
۶
۳۹٫۹۷
۱۸٫۶۱
۴۶٫۵۵
۲٫۲۹
۱۲٫۳۲
۷
۹۴٫۵۸
۸۸٫۸۳
۹۳٫۹۱
۱۰٫۱۲
۱۱٫۳۹
۸
۸۷٫۸۶
۶۸٫۵۲
۷۷٫۹۸
۵۷٫۸۴
۸۴٫۴۲
جدول ۶ – سرعت تولید و مصرف اجزا در واحد وزن کاتالیست برای ۹ اجرای جدول۲
-rCO(mol/gcat.h)
rCO2(mol/gcat.h)
re,MeOH(mol/gcat.h)
rMeOH(mol/gcat.h)
rDME(mol/gcat.h)
No. of Run
۰٫۱۱۴۳
۰٫۰۲۹۴
۰٫۰۸۴۹
۰٫۰۲۰۰
۰٫۰۳۲۴
۱
۰٫۱۲۹۳
۰٫۰۳۵۳
۰٫۰۹۴۰
۰٫۰۱۸۲
۰٫۰۳۷۹
۲
۰٫۰۸۲۳
۰٫۰۱۰۱
۰٫۰۷۱۹
۰٫۰۴۵۵
۰٫۰۱۳۲
۳
۰٫۰۱۷۰
۰٫۰۰۳۶
۰٫۰۱۳۴
۰٫۰۰۰۰
۰٫۰۰۶۷
۴
۰٫۲۱۷۲
۰٫۰۵۵۲
۰٫۱۶۲۰
۰٫۰۱۳۵
۰٫۰۷۴۲
۵
۰٫۴۰۲۶
۰٫۱۱۵۹
۰٫۲۸۶۷
۰٫۰۰۹۳
۰٫۱۳۸۷
۶
۰٫۰۶۷۳
۰٫۰۳۶۰
۰٫۰۳۱۳
۰٫۰۱۸۸
۰٫۰۰۶۳
۷
۰٫۰۸۴۰
۰٫۰۰۵۱
۰٫۰۷۸۹
۰٫۰۰۴۳
۰٫۰۳۷۳
۸
۰٫۳۰۹۱
۰٫۰۶۸۰
۰٫۲۴۱۰
۰٫۰۲۹۲
۰٫۱۰۵۹
۹
۳-۳- نتیجه‌گیری
 شکل ۳ نشان دهنده تغییرات تبدیل CO بر حسب دما و فشار در نسبت کاتالیستی و نسبت H2/CO ثابت است. دیده     می شود که افزایش دما به شدت در افزایش تبدیلCO مؤثر است البته بایستی تأکید کرد این روند تنها در محدوده شرایط آزمایش معتبر است و خارج از این محدوده نمی توان اظهار نظر کرد. باید توجه داشت که این روند از لحاظ شدت با فشار چندان متغیر نمی باشد. تبدیل CO بر حسب فشار از یک ماکزیمم می گذرد. با افزایش فشار تبدیل رو به افزایش نهاده و در محدوده bar35-30 به حداکثر خود رسیده و پس از آن کاهش می یابد. به نظر می رسد شدت افزایش و کاهش تبدیل CO با تغییر دما تغییر آنچنانی ندارد. نمودار شکل ۴ تغییرات تبدیل  COرا بر حسب نسبت کاتالیست متانول به آبگیر و نسبت H2/CO خوراک را در دما و فشار ثابت نشان می دهد. با توجه به این نمودار تبدیلCO با افزایش نسبت مولی H2/CO خوراک به شدت افزایش یافته و این شدت از حدود نسبت ۱= H2/CO به بعد کاهش پیدا کرده و به سمت صفر میل می کند. این تغییرات بر حسب نسبت H2/CO در نسبت کاتالیستی کم و پائین شدت نسبتاً کمتری نشان می دهد. تبدیل CO با تغییر بار یا نسبت کاتالیست متانول به کاتالیست آبگیر از ابتدا با افزایش، زیاد شده و در حدود نسبت ۳ ، تبدیل به حداکثر خود می رسد. از آن پس رو به کاهش می نهد. این روند با تغییر نسبت H2/CO کمی متغییر بوده و روند افزایشی آن در نسبت های ۱< H2/CO کمی شدید تر است.
شکل ۵ نمودار تغییرات گزینش پذیری DME در محصولات کربن دار را بر حسب دما و فشار در نسبت بار کاتالیستی و نسبت H2/CO ثابت نشان می دهد. این نمودار شکل تقریباً گنبدی داشته، به این ترتیب که میزان گزینش پذیری هم با افزایش دما و هم با افزایش فشار یک روند افزایشی و کاهشی نسبتاً شدید و تقریباً همسان داشته که حداکثر آن برای دما در حدود  oC220 و حداکثر آن برای فشار در حدود bar30 است. شکل ۶ نیز تغییرات همین پارامتر را بر حسب نسبت بار کاتالیستی و نسبت H2/CO خوراک در دما و فشار ثابت نشان می دهد. به عکس شکل قبلی این نمودار حالت زین اسبی داشته و سمت سوی تغییرات آن با تغییر نسبت بار کاتالیستی و با تغییر نسبت H2/COخوراک متفاوت است. گزینش پذیری DME با افزایش نسبت H2/CO خوراک ابتدا کاهــش پیدا کرده و پــس از عبور از یک حــداقل در حــدود ۵/۰= H2/CO دوباره روند افزایشی را طی می کند. کلیت این روند در تمام نسبتهای بار کاتالیستی به همین ترتیب بوده اما با کاهش نسبت بار کاتالیستی متانول به آبگیر دنباله کاهشی این روند بلندتر شده به این معنی که حداقل این نمودار به سمت مقادیر بالاتر نسبت H2/CO شیفت می کند. گزینش پذیری DME با افزایش بار کاتالیستی متانول نسبت به آبگیر افزایش پیدا کرده و پس عبور از یک حداکثر و حدود نسبت ۳ دوباره رو به کاهش می گذارد. این روال با تغییر نسبت H2/CO تغییر آنچنانی ندارد.
شکل ۷ نمودار تغییرات نرخ تولید DME را بر حسب دما و فشار در نسبت بار کاتالیستی و H2/CO  ثابت نشان می دهد. تولید با افزایش دما تقریباً به صورت خطی افزایش می یابد و این نرخ افزایش در تمام فشارهای محدوده عملیاتی با دقت نسبتاً زیادی یکسان است. تولید DME با افزایش فشار ابتدا افزایش یافته و پس از عبور از حداکثر خود در حدود فشار، bar35-30 کاهش می یابد. این روند نیز با دقت نسبتاً خوبی در تمام  دماهای محدوده عملیاتی ثابت و یکسان است. شکل ۸ نرخ تولید DME را بر حسب نسبت بار کاتالیست متانول به آبگیر و نسبت H2/CO خوراک در دما و فشار ثابت نشان می دهد. با افزایش نسبت H2/CO  (در نسبت بار کاتالیستی بالا) تولید در ابتدا با نرخ نسبتاً زیادی افزایش پیدا کرده و در حدود نسبت ۳/۱ = H2/CO به حداکثر خود می رسد. از این پس تولید رو به کاهش می نهد. این روند با تغییر بار کاتالیست متغیر بوده و با کاهش بار کاتالیست متانول به آبگیر شدت افزایش تولید با نسبت H2/CO کمتر شده و حداکثر آن در مقادیر کمتری از  H2/CO رخ می دهد. نرخ تولید DME با افزایش بار کاتالیست متانول به آبگیر روند افزایشی ملایمی را طی کرده و در حدود نسبت ۵/۳ به حداکثر رسیده و بسیار نرم رو به کاهش می گذارد. این روند تا حدودی متغییر بوده و با افزایش نسبت  H2/CO خوراک شدت بخش افزایشی آن کمی بیشتر می گردد.
  اکنون به صورت جمع بندی چکیده نتایج را به تفکیک پارامتر پاسخ مطرح می کنیم:
تبدیل CO در هر گذر؛ با فشار به آرامی متغیر بوده و در حدود bar 35-30 به حداکثر خود می رسد. به نرمی با دما زیاد شده و در محدوده آزمایش ها هیچ حداقل و حداکثری را نشان نمی دهد. نسبت  H2/CO خوراک تأثیر شدیدی روی تبدیل داشته و با افزایش آن تبدیل نیز زیاد شده و در محدوده آزمایش ها به حداکثر نزدیک می شود. نسبت کاتالیست متانول به آبگیر نیز تغییرات ملایمی را ایجاد کرده که حداکثر آن در حدود نسبت ۳ رخ می دهد.
گزینش پذیری DME در محصولات کربن دار؛ برای این پاسخ، فشار تغییراتی نه چندان شدید ایجاد کرده و در         bar 35-30 دارای حداکثر است. تأثیر دما نیز نه چندان شدید بوده و حداکثر آن در حدود oC220 رخ می دهد. به همین ترتیب نسبت H2/CO خوراک در حدود ۹۰/۰ دارای حداقل است. نسبت بار کاتالیست متانول به آبگیر تغییرات شدیدی ایجاد نموده و در نسبت حدود ۳- ۸/۲ حداکثر است.
نرخ تولید DME به ازای وزن کاتالیست؛ فشار باعث تغییرات آرامی بوده که در حدود  bar33 دارای حداکثر است. دما تغییراتی نه چندان شدید ایجاد کرده که با افزایش دما مثبت است و در محدوده دماهای آزمایش بدون حداقل و حداکثر است. این پارامتر با تغییر نسبت H2/CO خوراک تغییرات نه چندان شدیدی نشان داده که در حدود ۲/۱= H2/CO  حداکثر است. نسبت بار کاتالیست متانول به آبگیر هم تأثیر آرامی را ایجاد کرده که در حدود ۵/۳حداکثر است.
علاوه بر این پس از تحلیل داده ها توسط نرم افزار Minitab ، توسط  بخش بهینه ساز این نرم افزار با برگزیدن سه پاسخ : تبدیل CO در هر گذر، گزینش پذیری DMEدر محصولات کربن دار و نرخ تولید DME  به ازای وزن کاتالیست ، به عنوان معیارهای قضاوت برای بهینه سازی، بهینه سازی انجام گردید که نتایج آن برای شرایط عملیاتی به شرح زیر است:

 

درباره mahanchemical.co

مهندس شیمی پانزده سال تدریس شیمی تولید کننده مواد شیمیایی در قم متولد تیر چهل وسه

پاسخ بدهید