WO2006002713A1 - Verfahren zur herstellung von acrolein, oder acrylsäure oder deren gemisch aus propan - Google Patents

Verfahren zur herstellung von acrolein, oder acrylsäure oder deren gemisch aus propan Download PDF

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    • C07C51/252—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of unsaturated compounds containing no six-membered aromatic ring of propene, butenes, acrolein or methacrolein

Definitions

  • the present invention relates to a process for the preparation of acrolein, or acrylic acid or its mixture of propane, in which man
  • a first reaction zone A feeds at least two gaseous, propane-containing feed streams, of which at least one contains fresh propane, and subjects in the reaction zone A their propane so fed a heterogeneously catalyzed dehydrogenation, wherein a propane and propylene containing Arts ⁇ gas mixture A is obtained
  • a second reaction zone B for charging at least one oxidation reactor and in the at least one oxidation reactor the propylene of a (selective) heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation with molecular oxygen to form an acrolein, or acrylic acid, contained in the product gas mixture A ' whose mixture as the target product and excess molecular oxygen-containing product gas mixture B subjects,
  • Acrylic acid is an important basic chemical which is used, inter alia, as a monomer for the preparation of polymers which are used, for example, in disperse distribution in an aqueous medium as binder.
  • Acrolein is a significant intermediate, for example for the production of glutaraldehyde, methionine, folic acid and acrylic acid.
  • the methods for the separation of product contained in the product mixture B target product are characterized in that one converts the target product, for example, by absorptive and / or condensing measures from the gaseous to the condensed phase.
  • Suitable absorbents are, for example, water, aqueous solution and / or organic solvents.
  • the residual gas is generally inert diluent gases such as N 2 , CO 2 , noble gases (He, Ne, Ar, etc.), CO and, to a lesser extent, also the remaining excess molecular oxygen Acrylic acid, acrolein and / or H 2 O (the water vapor content of the residual gas can be up to 25 vol .-%, often up to 20 vol .-% or up to 10 vol .-%, but often under 10 vol .-% or under 5 Vo l .-%).
  • This aforementioned residual gas forms (based on the amount of propane contained therein), the main amount (usually at least 80%, or at least 90%, or at least 95% or more) of the formed in the separation zone B residual gas and is therefore in this document, inter alia referred to as main residual gas.
  • main residual gas in this document then called total residual gas
  • main residual gas in this document then called total residual gas
  • the latter can be oxygen-free, or else oxygen-containing (secondary residual gas) (for example if it is obtained by stripping by means of air or at the top of a rectification column which has been flushed by means of air as a polymerization inhibitor).
  • secondary residual gas oxygen-containing (secondary residual gas) (for example if it is obtained by stripping by means of air or at the top of a rectification column which has been flushed by means of air as a polymerization inhibitor).
  • Both main residual gas, total residual gas and secondary residual gas form in the context of this invention in the reaction zone A traceable unreacted propane, molecular oxygen and optionally unreacted propylene containing residual gas.
  • Unreacted propane obtained in the separation zone B and any unconverted propylene-containing residual gas can be mixed with main residual gas and / or minor residual gas (ie, eg as constituent of total residual gas) and / or independently (in this case are not recycled to the reaction zone A in the context of the invention recycled residual gas) in the reaction zone A.
  • this recycling can take place without any restriction, ie, for example, as part of the reaction gas starting mixture of the reaction zone A.
  • the total amount of unreacted propane obtained in the separation zone B and optionally unreacted propylene-containing gas streams are recycled to the reaction zone A.
  • Subsets can (as will be explained in more detail later in the application) but optionally also for other purposes, such as for energy production and / or Synthesegasherstel ⁇ ment and / or as a diluent gas in the reaction zone B continue to be used.
  • DE-A 10211275 attempts to remedy the above-mentioned problem by proceeding as described above, but simultaneously dividing the product gas mixture A formed in the reaction zone A into two subsets of identical composition and dividing one of the two subsets into a hydrogen source Reaction zone A returns.
  • the object of the present invention was therefore to provide a process which is improved over the aforementioned processes for the preparation of acrolein or acrylic acid or a mixture thereof of propane. Accordingly, a process for producing acrolein, or acrylic acid or its mixture of propane, wherein
  • a first reaction zone A feeds at least two gaseous, propane-containing feed streams of which contains at least one fresh propane, and in the reaction zone A their supplied propane of a heterogeneously catalyzed dehydrogenation, wherein a propane and propylene containing Arts ⁇ gas mixture A (usually the product gas mixture A will also contain molecular hydrogen),
  • a second reaction zone B for charging at least one oxidation reactor and in the at least one oxidation reactor, the propylene of a (selective) heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation with molecular oxygen in the product gas mixture A 'to form an acrolein, or acrylic acid, or whose mixture as target product and excess molecular oxygen-containing product gas mixture B subjects,
  • the total amount of residual gas (main and / or secondary or total) in the separation zone B (total) is not recycled to the reaction zone A
  • this other subset can be used, as already mentioned, for the purpose of energy - or syngas production or as a diluent gas in the reaction zone B continue to be used.
  • at least one-half or two-thirds ie, 50% by volume or 66.6% by volume
  • at least three quarters and very particularly preferably the total amount of the abovementioned separation zone B (in each case individually of the main and / or Mau ⁇ or total) residual gas according to the invention in the reaction zone A return.
  • this invention is preferably complete (optionally less one guided into the reaction zone B as diluent subset of identical Zu ⁇ composition ) is recycled to the reaction zone A.
  • this invention can also be divided into two sub-quantities of identical composition, and, as described above, only a partial amount can be recycled to the reaction zone A and the other sub-quantity used further on. If more than one such residual gas stream precipitates in the separation zone B, then these residual gas streams (as already mentioned) can be jointly (for example combined) or recycled only singly or individually into the reaction zone A.
  • the percentage of recycle information in the case of the residual gas in this document refers in particular to its total amount (ie to the sum of all residual gas flows).
  • Normally (in particular main) residual gas (as already mentioned) is ⁇ 70% by volume, frequently ⁇ 80% by volume and in many cases ⁇ 90% by mol, usually ⁇ 95% by mol, or too ⁇ 98 mol% of constituents whose boiling point at atmospheric pressure (1 bar) is ⁇ -3O 0 C
  • the recirculation of molecular oxygen-containing (main and / or secondary or total) residual gas in the separation zone B into the reaction zone A along the reaction path of the catalytic dehydrogenation can of course not only take place at one, but also distributed over several successively arranged feed points follow.
  • fresh propane is understood to mean propane which has not yet passed through reaction zone A.
  • it will be crude propane (which preferably fulfills the specifications according to DE-A 10246119 and DE-A 10245585) which also contains components which are also different from propane in small amounts.
  • the flow path of the propane supplied to the reaction zone A via the feed streams which are separated from the separation zone B by the separating zone B is passed through the reaction zone A as a function of the dehydrogenating conversion (the conversion in the reaction zone A) heterogeneously catalyzed dehydrogenation) of this propane understood.
  • the reaction gas starting mixture or reaction gas mixture fed to the reaction zone A is intended in this document to be the sum of all gases supplied with the fresh propane at the same height of the reaction path in the reaction zone A thereof.
  • the recirculation of the (main and / or secondary or total) residual gas along the reaction path in the reaction zone A into the reaction zone A preferably takes place such that at least 10 or at least 15 mol% is already present at the feed point already at least 20 or at least 25 mol% and very particularly preferably at least 30 or at least 35 mol% and most preferably at least 35 or at least 40 mol% of the reaction zone A via the other feed streams (before) ( total) propane in the reaction zone A (dehydrogenating) reacted (conversion to) are.
  • the product gas mixture A formed in the reaction zone A is divided into two subsets of identical composition and one of the two subsets is returned to the reaction zone A (especially if this recycling is part of the reaction zone A supplied reaction gas starting mixture is carried out), then apply an ⁇ point of all the aforementioned turnover numbers to preferably as follows definable th turnover to Kr:
  • the content of the (main and / or secondary or total) residual gas of molecular oxygen which is recycled to the reaction zone A and accumulates in the separation zone B is normally 0.5% by volume to 10% by volume in the process according to the invention. , often 1 to 8 vol .-% and often 2 to 5 vol .-% amount. It usually results, in particular, from the fact that in the reaction zone B, an excess of molecular oxygen (based on the stoichiometry of the desired target reaction) is generally advantageous for the service life of the oxidation catalysts and for the kinetics of the selective heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acro - lein, or to acrylic acid, or their mixture.
  • thermodynamic Conditions in reaction zone B are essentially unaffected by the molar ratio of reactants, since the selective heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acrolein, or to acrylic acid, or to its mixture, is subject to kinetic control.
  • the ratio of the amount of propane which is fed to the reaction zone A via the recirculated (main and / or secondary or total) residual gas originating from the separation zone B to the amount of propane contained in the reaction zone A via other propane ⁇ tende supply currents is supplied in total, in the inventive process rule is usually 0.1 to 10, or 0.5 to 5, preferably 0.5 to 1, 5 or 3 to 5.
  • this crude propane (as generally in this document) has the specifications recommended in DE-A 10245585 and DE-A 10246119. The same applies to the specification of the feed gas mixture of reaction zone B in the process according to the invention.
  • exhaust gas streams containing propane (and optionally propylene) may also be used as feed streams into the reaction zone A (see also WO 02/00587, but the gas stream from section c) of this WO can also be used only the reaction zone B are supplied).
  • the heterogeneously catalyzed dehydrogenation according to the invention is to be understood to mean a ("conventional") dehydrogenation whose heat of reaction is endothermic, in contrast to the hydrogenation of oxides (as a subsequent step, an exothermic hydrogen bonding may be included in the process according to the invention) and in which at least in term This usually requires different reaction conditions and different catalysts than for oxydehydrogenation.
  • the process of the invention normally proceeds under H 2 evolution and this in particular until the return of the residual gas from the separation zone B in the reaction zone A, which is why the reaction gas mixture at the associated feed, based on the molar amount of propane contained in it usually one Higher molecular molar hydrogen content, as the reaction zone A supplied reaction gas starting mixture.
  • the latter also preferably applies in the process according to the invention to the reaction gas mixture which forms at the feed point by combining from the residual gas fed back into the latter and the reaction gas mixture present at the feed point before this recycling.
  • the molar ratio of propylene contained in the reaction gas mixture to molecular hydrogen contained in the reaction gas mixture is 10, preferably 5, better still 3 and even better ⁇ ser does not exceed the value 2.
  • the aforementioned ratio moves at values of 0.5 or 1 to 2.
  • the reaction zone A can be designed isothermally by targeted heat exchange with heat carriers carried outside the reaction zone A (ie, liquid or gaseous).
  • the gross thermal tone based on the one-time passage of the reaction gas supplied to reaction zone A, may be gangsgemischs by the reaction zone A, by taking in the above writings recommended and described in the following to be described measures so ⁇ probably endothermic (negative), or autothermic (essentially zero) or exothermic (positive) are designed.
  • the catalysts recommended in the abovementioned publications can be used in the process according to the invention.
  • the heterogeneously catalyzed partial dehydrogenation of propane to propylene requires comparatively high reaction temperatures.
  • the achievable conversion is usually limited by the thermodynamic equilibrium.
  • Typi ⁇ specific reaction temperatures range from 300 to 800 0 C or 400 to 700 0 C. per molecule of propane dehydrogenated to propylene is generated a molecule of hydrogen.
  • the conversion can be increased by lowering the partial pressure of the products.
  • This can be achieved in a simple manner, for example by dehydrogenation under reduced pressure and / or by admixing essentially inert diluent gases, for example water vapor, which is normally an inert gas for the dehydrogenation reaction.
  • essentially inert diluent gases for example water vapor, which is normally an inert gas for the dehydrogenation reaction.
  • a dilution with water vapor as a further advantage, as a rule, a reduced coking of the catalyst used, since the water vapor reacts with coke formed according to the principle of coal gasification.
  • water vapor can be used as diluent gas in the subsequent reaction zone B.
  • steam can also be separated in a simple manner partially or completely from the product gas mixture of the dehydrogenation (the product gas mixture A) (for example by condensation), which opens up the possibility of further use of the modified product gas mixture (of the product gas mixture A ') in the reaction zone B to increase the proportion of the diluent N 2 .
  • Further diluents suitable for heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation are, for example, CO, methane, ethane, CO 2 , nitrogen and noble gases such as He, Ne and Ar. All diluents mentioned can be used either alone or in the form of very different mixtures. It is advantageous that the said diluents are also suitable diluents in reaction zone B as a rule.
  • inert diluents that is to say less than 5 mol%, preferably less than 3 mol% and even better less than 1 mol%, chemically changing
  • inert diluents that is to say less than 5 mol%, preferably less than 3 mol% and even better less than 1 mol%, chemically changing
  • all dehydrogenation catalysts known in the art are suitable for the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation. They can be roughly divided into two groups. Namely, in those which are oxidic in nature (for example chromium oxide and / or aluminum oxide) and in those which consist of at least one metal (for example platinum) deposited on a usually oxidic support, as a rule comparatively noble. consist.
  • dehyd ⁇ rierkatalysatoren can be used, which in WO 01/96270, EP-A 731077, DE-A 10211275, DE-A 10131297, WO 99/46039, US-A 4,788,371 , EP-AO 705 136, WO 99/29420, US-A 4220 091, US-A 5 430 220, US-A 5 877 369, EP-AO 117 146, DE-A 199 37 196, DE-A 199 37 105 and DE-A 199 37 107 are recommended.
  • both the catalyst according to Example 1, Example 2, Example 3, and Example 4 of DE-A 199 37 107 shall be used, which in WO 01/96270, EP-A 731077, DE-A 10211275, DE-A 10131297, WO 99/46039, US-A 4,788,371 , EP-AO 705 136, WO 99/29420, US-A 4220 091, US-A 5 430 220, US-A 5
  • dehydrogenation catalysts comprising 10 to 99.9 wt .-% zirconia, 0 to 60 wt .-% alumina, silica and / or titanium dioxide and 0.1 to 10 wt .-% of at least one element of the first or second Main group, a Ele ⁇ ment of the third subgroup, an element of the eighth subgroup of Perio ⁇ densystems of the elements, lanthanum and / or tin included, with the proviso that the sum of the weight percentages 100 wt .-% results.
  • the dehydrogenation catalysts may be catalyst strands (diameter typically 1 to 10 mm, preferably 1.5 to 5 mm, length typically 1 to 20 mm, preferably 3 to 10 mm), tablets (preferably the same dimensions as in US Pat the strands) and / or catalyst rings (outer diameter and length each typically 2 to 30 mm or to 10 mm, wall thickness expediently 1 to 10 mm, or to 5 mm, o to 3 mm) act.
  • the dehydrogenation catalysts are such that they can be used both for the dehydrogenation of propane and for the catalysts Combustion of molecular hydrogen is catalyzed in this way in comparison with the dehydrogenation of the propane in the case of a competitive situation on the catalysts, which is much faster.
  • dehydrogenation processes according to the invention also includes Catalytica® Studies Division, Oxidative Dehydrogenation and Alternative Dehydrogenation Processes, Study Number 4192 OD 1 1993, 430 Ferguson Drive, Mountain View, California, 94043-5272 USA.
  • Characteristic of the partial heterogeneously catalyzed dehydrogenation of propane is, as already stated, that it proceeds endothermically. This means that the heat required for the adjustment of the required reaction temperature and the heat required for the reaction (energy) must either be supplied to the starting reaction gas mixture in advance and / or in the course of the heterogeneously catalyzed dehydrogenation. Optionally, the reaction gas mixture must withdraw the required heat of reaction itself.
  • Another possibility for removing deposited carbon compounds is to pass the dehydrogenation catalyst from time to time at elevated temperature with an oxygen-containing gas (expediently in the absence of hydrocarbons) and thus quasi burn off the deposited carbon.
  • an oxygen-containing gas expediently in the absence of hydrocarbons
  • a substantial suppression of the formation of carbon deposits is also possible by adding molecular hydrogen to the heterogeneously catalyzed sample to be dehydrogenated before it is passed through the dehydrogenation catalyst at elevated temperature.
  • a suitable reactor form for the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation in the reaction zone A is the fixed bed tube or tube bundle reactor. That is, the dehydrogenation catalyst is in one or in a bundle of Itemss ⁇ tubes as a fixed bed.
  • a second tube in the contact tube, according to the invention, can advantageously extend in a centered manner, which has exit points at different heights (or only at one height) (cf., WO 01/85333 and WO 01/85330), via which the residual gas can be supplied from the separation zone B.
  • the contact tubes embedded in the contact tube can have interruption sections (spaces) into which the residual gas from the separation zone B can be metered.
  • the reaction tubes are heated by burning a gas, for example a hydrocarbon such as methane, in the space surrounding the reaction tubes. It is advantageous to apply this direct form of contact tube heating only to the first approximately 20 to 30% of the packed bed bed and to heat the remaining bed length to the required reaction temperature by the radiant heat released in the course of the combustion.
  • a typical Dehydrierrohrbündelreaktor comprises 300 to 1000 reaction tubes.
  • the temperature in the reaction tubes is in the range of 300 to 700 0 C, preferably in the range of 400 to 700 0 C.
  • the starting mixture Christsgasaus- is supplied to the tubular reactor preheated to the reaction temperature. It is possible that the product gas mixture A leaves the reaction tube with a temperature 50 to 100 0 C lower. This starting temperature can also be higher or at the same level.
  • the use of oxidic dehydrogenation catalysts based on chromium oxide and / or aluminum oxide is expedient in the context of the abovementioned procedure. Often one will not use concomitant diluent gas, but rather start from substantially pure crude propane as starting reaction gas. The dehydrogenation catalyst is usually used undiluted.
  • reaction zone A On a large scale, several (for example three) such tube bundle reactors can be operated in parallel in reaction zone A. According to the invention, one or two of these reactors may optionally be in dehydrogenation operation, while in a second (third) reactor the catalyst feed is regenerated without the operation in reaction zone B suffering.
  • Such a procedure is also applicable to the so-called “steam active reforming (STAR) process" developed by Phillips Petroleum Co. (see, for example, US Pat. Nos. 4,902,849, 4,996,387 and US Pat. A 5 389 342).
  • STAR steam active reforming
  • platinum containing promoter promoters is advantageously applied to zinc (magnesium) spinel as carrier (compare, for example, US Pat. No. 5,073,662).
  • the propane to be dehydrogenated is diluted with steam in the STAR process.
  • the Reaktorausgangs ⁇ pressure is frequently from 3 to 8 bar and the reaction temperature is appropriately selected to be 480 to 62O 0 C.
  • Typical catalyst (bed) loading with propane is 200 to 4000 h '1 (GHSV).
  • the load can also be related to only one component of the reaction gas (outlet) mixture. Then it is the amount of this ingredient in Nl / l » h that is passed through one liter of the catalyst bed per hour. Instead of Nl / lh is often shortened "h " 1 "written.
  • the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation can also be designed in the moving bed in the process according to the invention.
  • the Katalysatorwan ⁇ derbett be accommodated in a radial flow reactor.
  • the catalyst moves slowly from top to bottom, while the reaction gas mixture flows radially. This procedure is used for example in the so-called UOP Oleflex dehydrogenation.
  • the reactors are operated quasi adiabatically in this process, it is expedient to operate several reactors in a cascade connected in series (typically up to four). Within the cascade, the residual gas from the separation zone B can be supplied.
  • reaction gas starting mixture acts as a heat carrier, the heat content of which depends on the decrease in the reaction temperature) and nevertheless produces attractive total sales.
  • the dehydrogenation catalyst used for this process may, for example, be a spherical dehydrogenation catalyst which consists essentially of platinum on a spherical alumina support.
  • hydrogen is added to the propane to be dehydrogenated in order to avoid premature catalyst aging.
  • the working pressure is typically between 2 and 5 atm.
  • the hydrogen to propane ratio (the molar) is Suitably 0.1 to 1.
  • the reaction temperatures are preferably 550 to 650 0 C and the residence time of the catalyst in a reactor is selected to be about 2 to 10 hours.
  • the catalyst geometry can likewise be spherical, but also cylindrical (hollow or full) or otherwise geometrically shaped.
  • two fluidized beds can be operated side by side, one of which can be temporarily in the state of regeneration without negative effects on the overall process.
  • Chromium oxide on alumina is used as the active material.
  • the working pressure is typically from 1 to 2 bar and the dehydrogenation temperature is generally from 550 to 600 0 C.
  • the heat required for the hydrogenation De ⁇ is thereby introduced into the reaction system, that the dehydrogenation catalyst is preheated to the reaction temperature.
  • the above dehydrogenation is also known in the literature as the Snamprogetti-Yarsintez method.
  • the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation in the process according to the invention can also be carried out according to a process developed by ABB Lummus Crest (see Proceeding, De Witt, Petrochem., Review, Houston, Texas, 1992, P1).
  • the residual gas addition according to the invention can be carried out as a simple feed stream at the reaction path site according to the claims.
  • the heterogeneously catalyzed dehydrogenation process of propane described hitherto has in common that they are propelled at propane conversions of ⁇ 30 mol% (generally ⁇ 60 mol%) (based on a single pass through the reaction zone and total propane fed in).
  • propane conversions ⁇ 30 mol% (generally ⁇ 60 mol%) (based on a single pass through the reaction zone and total propane fed in).
  • it is advantageous according to the invention that it is sufficient to achieve a propane conversion of ⁇ 5 mol% to ⁇ 30 mol% or ⁇ 25 mol%.
  • the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation according to the invention can also be operated in the reaction zone A at propane conversions of 10 to 20 mol% (the conversions relate to a single pass through the reaction zone A). This is due, inter alia, to the fact that the remaining amount of unreacted propane in the subsequent reaction zone B essentially as inert
  • Diluent acts and according to the invention as part of the in the separation zone B. incurred residual gas largely lossless in the reaction zone A was ⁇ can.
  • propane conversions in the reaction zone A 1 since this reduces the formation of propionic acid by-products in the reaction zone B.
  • Such advantageous propane conversions are, for example, 30 or 40 to 50 or 60 mol% (referred to a single pass through the reaction zone A and the total amount of propane fed).
  • molecular hydrogen can also be added as a further constituent.
  • the molar ratio of molecular hydrogen to propane is generally ⁇ 5.
  • the molar ratio of water vapor to propane may be e.g. ⁇ 0 to 30, suitably 0.1 to 2 and conveniently 0.5 to 1.
  • the propane dehydrogenation as already said, according to the invention (quasi) adiabat and thereby be carried out endothermically.
  • the starting mixture Invention- is usually initially heated to a temperature of 500 to 700 0 C (bezie ⁇ hung, from 550 to 65O 0 C) is heated (for example by direct firing of the surrounding wall).
  • the reaction gas mixture is then allowed to cool, depending on the conversion and dilution to about 30 0 C to 200 0 C lysatorbett.
  • heating will take place to a certain extent.
  • reaction zone A The presence of water vapor as a heat carrier is also advantageous from the point of view of adiabatic driving.
  • Lower reaction temperatures allow longer service life of the catalyst bed used.
  • Higher reaction temperatures promote increased conversions.
  • the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation in reaction zone A can be carried out both in a fixed bed reactor and in a moving bed or fluidized bed reactor.
  • a single shaft furnace reactor as a fixed bed reactor which is flowed through axially and / or radially by the reaction gas mixture can also be used as reaction zone A in adiabatic operation.
  • this is a single closed reaction volume, for example a container whose inside diameter is 0.1 to 10 m, possibly also 0.5 to 5 m, and in which the fixed catalyst bed is supported on a support device (for Example, a grid) is applied.
  • the catalyst-charged reaction volume which is substantially thermally insulated in adiabatic operation, is thereby flowed through axially with the hot, propane-containing reaction gas.
  • the catalyst geometry can be both spherical and annular or strand-shaped. About introduced into the catalyst bed supply lines, the originating from the separation zone B residual gas can be injected. Since in this case the reaction volume can be realized by a very cost-effective apparatus, all catalyst geometries which have a particularly low pressure loss are to be preferred.
  • the reactor can consist, for example, of two cylindrical gratings located concentrically in a shell, and the catalyst bed can be arranged in its annular gap.
  • the metal shell would possibly be thermally insulated again.
  • catalyst feedstocks for a heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation are the catalysts disclosed in DE-A 199 37 107, in particular all catalysts disclosed by way of example.
  • the aforementioned catalysts are characterized regenerated in a simple manner that material at an inlet temperature of 300 to 600 0 C., frequently from 400 to 550 0 C, first in first regeneration stages with nitrogen and / or water vapor (preferably) diluted Air passes over the catalyst bed.
  • the catalyst (bed) loading with regeneration gas eg air
  • air can be used as regeneration gas under otherwise identical regeneration conditions.
  • technical application It is expedient to purify the catalyst with inert gas (for example N 2 ) before it is regenerated.
  • the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation with comparatively low propane conversion (.ltoreq.30 mol%) can in all cases be operated at the same catalyst (bed) loadings (both the reaction gas as a whole as well as the propane contained in same) as the Variants with high propane conversion (> 30 mol%).
  • This charge of reaction gas may be, for example, 100 to 40,000 or 10000 h " frequently 300 to 7000 h " 1 , that is often about 500 to 4000 h "1 .
  • reaction zone A can be realized as a tray reactor in the process according to the invention, which makes possible the metered addition of the residual gas from the separation zone B between two trays in a particularly simple manner.
  • the catalyst bed number may be 1 to 20, preferably 2 to 8, but also 3 to 6. With increasing Horden number can be increasingly easier to achieve increased propane conversions.
  • the catalyst beds are preferably arranged radially or axially one behind the other. In terms of application technology, the catalyst fixed bed type is used in such a tray reactor.
  • the fixed catalyst beds are arranged in a shaft furnace reactor axially or in the annular gaps of centrally interlocking cylindrical gratings.
  • the reaction gas mixture is expediently subjected to intermediate heating in the tray reactor on its way from one catalyst bed to the next catalyst bed, for example by passing it over heat exchanger surfaces (eg ribs) heated with hot gases or by passing it through hot-gas-heated tubes.
  • heat exchanger surfaces eg ribs
  • the tray reactor is otherwise operated adiabatically, it is ⁇ 30 mol% for propane conversions, especially when using the catalyst described in DE-A 199 37 107. satore ⁇ , in particular of the exemplary embodiments, sufficient, the Reak ⁇ tion gas mixture preheated to a temperature of 450 to 550 0 C in the Dehydrierre- actor to lead and keep within the Horde reactor in this temperature range. That is, the entire propane dehydrogenation is to be realized at extremely low temperatures, which proves to be particularly favorable for the service life of the fixed catalyst beds between two regenerations. For higher PropanumsHence ⁇ ze the reaction gas mixture is conducted into the dehydrogenation reactor preheated to higher temperatures (these can be up to 700 0 C) and maintained within the tray reactor in this elevated temperature range.
  • such catalyst beds may be accommodated in an alternating manner with the beds containing the dehydrogenation catalyst in the tray reactor.)
  • the reaction released thereby ⁇ heat thus enables a quasi autotherme (the gross heat tone is essentially zero) way close ezu isothermal operation of the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation.
  • a propane dehydrogenation is thus possible at a decreasing or substantially constant temperature, which enables particularly long service lives between two regenerations.
  • an oxygen feed as described above should be carried out such that the oxygen content of the reaction gas mixture, based on the amount of molecular hydrogen contained therein, is 0.5 to 50 or 30, preferably 10 to 25,% by volume.
  • Suitable oxygen sources are both pure molecular oxygen, or with inert gas, for example CO 1 CO 2, N 2 and / or noble gases, oxygen diluted, but also in particular air, and nitrogen oxides into consideration.
  • the resulting combustion gases additionally dilute and thus promote the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation.
  • the reaction gas mixture in the tray reactor usually at the earliest after fürlau ⁇ fen the first catalyst bed would be added.
  • the isothermal nature of the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation can be further improved by installing internally sealed (for example, tubular) containers in the chambers between the catalyst beds, but preferably not necessarily evacuated before they are filled. Such internals can also be placed in the respective catalyst bed. These internals contain suitable solids or liquids which evaporate or melt above a certain temperature while consuming heat and, where this temperature is reached, condense again and thereby release heat.
  • reaction zone A of the process according to the invention can also be realized as described in DE-A 10211275 (as "loop variant"), which forms an integral part of this patent application.
  • one embodiment of the process according to the invention is a process in which at least three gaseous propane-containing feed streams are fed to reaction zone A, at least one of which contains fresh propane and at least one molecular acid recycled from separation zone B to reaction zone A.
  • reaction zone A contains fresh propane and at least one molecular acid recycled from separation zone B to reaction zone A.
  • unreacted propane and (in the reaction zone B) optionally unreacted propylene containing (main and / or secondary or total) residual gas and in the reaction zone A her so supplied propane a heterogeneously katalysier ⁇ th (partial )
  • dehydrogenation in principle, all mentioned in this document and executed heterogeneously catalyzed dehydrogenation into consideration
  • a propane and propylene-containing product gas mixture A is obtained, with the proviso that
  • the product gas mixture A is divided into two subsets of identical composition and one of the two subsets (as Dehydrier Vietnamese gas) as one of at least three propane-containing feed streams in the reaction zone A gur ⁇ leads (preferably as part of the feed gas mixture (reaction gas starting mixture) of the reaction zone A) and further treated by the other subset of product gas mixture A (preferably the entire other subset) in the first separation zone A according to the invention, and
  • the amount of product gas mixture A recirculated as recycle gas into reaction zone A is advantageously not more than 90% by volume, or 80% by volume, of product gas mixture A.
  • the partial amount of the product gas mixture A recycled to the reaction zone A as circulating gas can thus be used, for example. 20 to 80% by volume, or 30 to 70% by volume, or 40 to 60% by volume or else 50% by volume of the product gas mixture A.
  • Particularly advantageous is the proportion of 50 to 70 vol .-%.
  • One possibility for heating the starting reaction gas mixture fed to the reaction zone A to the reaction temperature required for the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation in the reaction zone A is also to add molecular hydrogen to it and to specifically supply it by means of molecular oxygen, for example to suitable ones acting combustion catalysts (for example, those mentioned in this document) to burn (for example, by simply passing and / or passing), and by means of the thus released combustion heat to effect heating to the desired reaction temperature.
  • the resulting combustion products, such as CO 2 , H 2 O, and the N 2 accompanying the molecular oxygen required for combustion advantageously form inert diluent gases.
  • the residual gas recycled from the separation zone B into the reaction zone A may also be the only gas containing molecular oxygen containing the reaction zone A (independent of the specific embodiment of the reaction zone A). However, this is not the rule of the procedure according to the invention.
  • reaction zone A will be designed and operated in such a way that it consists of a first and a second section (hereinafter referred to as "two-section variant")
  • the reaction zone A 35 mol%, or at least 40 mol%, and more preferably at least 45 mol%, or at least 50 mol% (but usually less than 70 mol%, or less than 60 mol%, or ⁇ 50 mol%) of the first section of the reaction zone A (total) propane fed in this first section (the reaction A) have been reacted dehydrating (heterogeneously catalyzed) and preferably, based on the molar amount contained therein on propane, contains a larger molar amount of molecular hydrogen, as the reaction gas starting mixture fed to the first section of the reaction zone A;
  • Suitable catalysts for the second section of the reaction zone A are all those catalysts which are also recommended in this document for the heterogeneously catalyzed dehydrogenation and, in particular, are also suitable for the first section of the reaction zone A, since they, like As already mentioned, it is generally also possible to catalyze the combustion of molecular hydrogen (this applies in particular to the catalysts of DE-A 19937107 (in particular those exemplified there), in a competitive situation between heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation and heterogeneously catalyzed hydrogen combustion, the latter generally proceeds much faster and dominates the former).
  • suitable catalysts for the second section of the reaction zone A are those catalysts which are specifically tailored for the selective combustion of molecular hydrogen. Such catalysts are e.g. those of US-A-4788371, US-A-4886928, US-A-5430203, US-A-5530171, US-A-5527979 and US-A-5563314.
  • the first section of the reaction zone A can be designed both isothermally and adiabatically. In the latter case, preference is given to an endothermic to autothermal gross thermal tinting over the first reaction section of the reaction zone A based on the one-time passage of the reaction gas starting mixture (supplied) to the first section of the reaction zone A.
  • the reaction conditions in the second section of the reaction zone A (Rehabilitstem ⁇ temperature (eg 400 or 500 to 800 or 700 0 C), reaction pressure (eg 1 to 10, or to 5, or to 3 bar) and loading of the catalyst bed with Reaction gas mixture (eg 500 (or less) to 80,000 (or more) Nl / l » h) can in principle be selected similarly as in the first section of the reaction zone A.
  • the second section of the reaction zone A can be made isothermal or adiabatic. In the latter case, an exothermic gross heat tint on the second reaction section of the reaction zone A which is related to the one-time passage of the (added) reaction gas outlet mixture (the reaction gas mixture A * ) through the second section of the reaction zone A is prefers.
  • both the first and the second section of the reaction zone A are adiabatically designed, with the combination "endothermic to autothermal gross heat coloration" in the first reaction section and “exothermic gross heat treatment” in the second reaction section being particularly preferred.
  • an embodiment of the first section of the reaction zone A in a tray structure, which is preferably operated according to the invention in an adiabatic configuration endothermically to autothermally, is particularly advantageous.
  • the number of catalyst beds can be from 1 to 20, advantageously from 2 to 8, in particular from 3 to 6 (for high dehydrogenation conversions in the first section of reaction zone A) a large number of catalyst beds is advantageous).
  • the catalyst beds are preferably flowed radially or axially through the reaction gas.
  • the fixed catalyst beds are arranged in a reactor axially or in the annular gaps of centrically nested cylindrical gratings behind one another.
  • the reactor may be e.g. to act around a shaft furnace.
  • the implementation of the first section of the reaction zone A in a single shaft furnace is possible as well as the realization of the entire reaction zone A in a tray reactor.
  • the reaction gas would pass through the first section of the reaction zone A in hurdles on its way from one catalyst bed to the next catalyst bed expediently subjected to an intermediate heating, for example by passing over with hot gases heated heat exchanger surfaces, eg heat exchanger fins, or by passing through heated with hot fuel gases internals, eg pipes.
  • an intermediate heating for example by passing over with hot gases heated heat exchanger surfaces, eg heat exchanger fins, or by passing through heated with hot fuel gases internals, eg pipes.
  • reaction gas is either already before flowing through the first Ka ⁇ talysatorbetts and / or between the subsequent catalyst beds to a limited extent a molecular oxygen-containing gas (preferably air or Gemi ⁇ cal from oxygen and inert gases such as CO 2 , N 2 and noble gases, or purer O 2 ).
  • a molecular oxygen-containing gas preferably air or Gemi ⁇ cal from oxygen and inert gases such as CO 2 , N 2 and noble gases, or purer O 2 ).
  • the reaction gas is burned to a limited extent in advance and / or molecular hydrogen formed in the course of the dehydrogenation.
  • the reaction heat released in this way thus permits a substantially autothermal operation of the first section of the reaction zone A in the case of adiabatic design.
  • the added molecular oxygen should be 0.5 to 50 or 30 vol. % (preferably 10 to 25 vol.%).
  • an intermediate feed of oxygen-containing gas optionally takes place before each tray of the tray reactor.
  • the feed of oxygen-containing gas takes place before each horde except for the first horde.
  • a Aus ⁇ embodiment of the method of the invention is behind each Sauerstoffeinspei- sungsstelle a bed of specific, for the purposes of H 2 oxidations suitable oxidation catalyst present, followed by a bed of dehydrogenation catalyst.
  • external molecular hydrogen in pure form or diluted with inert gas
  • the catalyst beds may also contain mixtures of dehydrogenation and H 2 oxidation catalysts.
  • the dehydrogenation in the tray structure is usually 400 to 800 0 C
  • the pressure is generally 0.2 to 10 bar, preferably 0.5 to 4 bar and be ⁇ Sonders preferably 1 to 3 bar.
  • the total gas load (GHSV) is usually 500 to 10000 h " ⁇ in Hochlastfahrweise also up to 80000 h ' regularly at 30,000 to 40,000 h ' 1 . In the presence of water vapor is beneficial for the catalyst life.
  • Partial horrinskyerniedr While of the reactants by pressure reduction, combustion of hydrogen formed in the dehydrogenation and / or inert dilution, high temperatures and large Hordeniere promote the conversion of dehydrogenation within the first section of the reaction zone A.
  • the same reaction type as for the first section of reaction zone A is preferably used. However, it usually contains only one catalyst bed. Preferably, simple shaft furnaces are used in both sections.
  • the molar ratio of molecular oxygen to molecular hydrogen may be (in the reaction gas mixture A *) in the second section of the reaction zone A 1: 2 to 1: 10, preferably 1: 2 to 1: 4. That is, in the second section of the reaction zone A, substantially all of the molecular oxygen contained in the reaction mixture A * can be burned to water with molecular hydrogen, so that the product gas mixture A formed thereby is substantially free of molecular oxygen.
  • the product gas mixture A thus formed may be less than 5% by volume, or less than 3% by volume, or less than 1% by volume, often even less than 0.5% or less than 0.2% by volume molecular Contain oxygen.
  • Preferred is a 29win ⁇ dender content of molecular oxygen.
  • the first portion of the reaction zone A and the second portion of the reaction zone A can be housed both in separate reactors and in a single reactor (e.g., in a tray reactor, e.g., in a shaft furnace design).
  • reaction zone A can be designed and operated as a combination of the above-described "loop variant” and the "two-section variant” as follows.
  • the product gas mixture A formed in the "second-section variant" in the second section of the reaction zone A as described above will additionally be divided into two subsets of identical composition and one of the two partial amounts (as dehydrogenation gas) as a feed stream containing additional propane the first portion of the reaction zone A recirculate (preferably as part of the reaction gas starting mixture of the first portion of the reaction zone A) and further treat the other subset of product gas mixture A (preferably the entire other subset) in the first separation zone A.
  • the recirculation of product gas mixture A into the first section of the reaction zone A is advantageous according to the invention in that the product gas mixture A formed in the second section of the reaction zone A normally (at least in the case of adiabatic exothermic operation of the catalyst) due to the combustion of molecular oxygen with molecular hydrogen second section of the reaction zone A) has an elevated temperature and on the other hand, also as a result of the oxygen combustion, a low oxygen content and a noteworthy water vapor content.
  • the hydrogen contents are usually low as well.
  • the reaction gas mixture A * before its introduction into the second section of the reaction zone A er ⁇ improend external molecular hydrogen (which is molecular hydrogen, which is neither part of recirculated to the reaction zone A cycle gas , is itself formed in the reaction zone A (or in one of the other reaction / separation zones of the process according to the invention), and then in the second section of the reaction zone A, for example, the desired temperature of the reaction gas mixture A (and elimination of molecular oxygen in selbigem) to reach.
  • recirculated product gas mixture A in a special way to er ⁇ the first section of the reaction zone A fed reaction gas starting mixture to reaction temperature er ⁇ without simultaneously the reaction gas starting mixture to be subjected to kinetic loading by already contained molecular hydrogen thermodynamically or by molecular oxygen contained.
  • the water vapor contained in the recirculated product gas mixture A additionally promotes the heterogeneously catalyzed dehydrogenation in the first section of the reaction zone A and as a rule makes a separate supply of external water vapor superfluous.
  • the procedure according to the invention impresses u.a. in that it allows a mode of operation according to the invention with satisfactory service life without the supply of external water vapor (that is water vapor which is not formed in any of the reaction / separation zones of the process according to the invention) being present in any of the reaction or separation zones ) requirement.
  • the part of the product gas mixture A formed in the second section of the reaction zone A is at the same time excellently suited, by indirect heat exchange in a gas cooler, first of all the fresh propane fed to the reaction zone A as well to heat the residual gas (or only one of the two gases) returned to the reaction zone A from the separation zone B (essentially to the desired reaction temperature) and to simultaneously cool itself down in an advantageous manner for the requirements in the first separation zone A.
  • the partial amount of product gas mixture A recycled to the first section of reaction zone A as recycle gas will not be more than 90% by volume or 80% by volume. That is to say, the partial amount of product gas mixture A recycled to the first section of reaction zone A as circulating gas can, for example, be from 20 to 80% by volume, or from 30 to 70% by volume, or from 40 to 60% by volume in the abovementioned procedure. , or 50 vol .-% of the product gas mixture formed A amount. Particularly advantageous is a (dehydrogenated) cycle gas portion of 50 to 70 vol .-%.
  • the pressure of the propulsion jet will necessarily be selected (the pressure adjustment will normally take place by means of a radial compressor or (in rarer cases) by means of a blower (normally an axial compressor with low pressure ratio from final pressure to outlet pressure)) of the product gas mixture A forming in the second section of the reaction zone A above the pressure of the product gas mixture A * forming in the first section of the reaction zone A.
  • a blower normally an axial compressor with low pressure ratio from final pressure to outlet pressure
  • Onszone A which will be carried out expediently as a T-piece with flow divider to forward a subset of the product gas mixture A in the first separation zone A, then is normally sufficient to circulating in the first portion of the reaction zone A (the pressure gradient following) circular flow ( a kind of natural circulation) of the other part of the product mixture A.
  • reaction zone A of the process according to the invention is therefore designed as follows and is shown schematically in FIG. 1 of this document, to which all numerical addresses refer, in graphs:
  • reaction zone A (17) is designed and operated as a combination of the "loop variant” and "two-section variant” described above, wherein the following additional requirements are additionally fulfilled:
  • the first portion (0) of the reaction zone A at least one feed stream containing gaseous propane containing fresh propane (5), and in this first portion of the reaction zone A, the supplied propane to a heterogeneously catalyzed (partial) dehydrogenation, wherein a Propane, propylene and molecular hydrogen-containing product gas mixture A * er ⁇ keep, on receipt at least 5 mol%, or at least 10 mol%, preferably at least 15 mol%, or at least 20 mol%, particularly vorteil ⁇ haft least 25 mol%, or at least 30 mol%, most preferably at least 35 mol%, or at least 40 mol%, and more preferably at least 45 mol%, or at least 50 mol% (in the Usually less than
  • the first portion of the reaction zone A is operated essentially adiabatically (i.e., heat carriers located outside the first portion of the reaction zone A are substantially neither heat fed nor removed from the first portion of the reaction zone A);
  • the gross thermal tinting over the first section of the reaction zone A is endothermic (negative) to autothermal (essentially zero);
  • the first portion of the reaction zone A is carried out in a horde structure;
  • the tray structure (6) contains 2 to 20, more preferably 2 to 10 and most preferably 2 to 6 catalyst beds, which are preferably arranged axially (eg in a shaft furnace) or radially (eg in the annular gaps of centrally interlocking cylindrical gratings) and flowed through by the reaction gas in a corresponding manner axially or radially;
  • the horde structure can e.g. be realized in a single reactor or in a series of reactors;
  • the catalyst beds are preferably charged with catalysts (for example those of DE-A 19937107, in particular those exemplified) that, when flowing through the catalyst bed with a reaction gas whose composition permits a competing reaction between heterogeneously catalyzed hydrogen combustion and heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation, in the flow direction, first the heterogeneously catalyzed hydrogen combustion proceeds faster;
  • catalysts for example those of DE-A 19937107, in particular those exemplified
  • the reaction gas starting mixture fed to the first section of the reaction zone A is supplied with neither external molecular oxygen nor external molecular hydrogen, nor external molecular water vapor (under one at any point in the reaction zone A (or another reaction / separation zone of the process according to the invention) ) externally supplied gas should generally be understood in this document to mean gas which is formed neither in the reaction zone A (nor in one of the other reaction / separation zones of the process according to the invention), nor comes out of the reaction zone A in recycle mode directly and / or or indirectly recycled to the reaction zone A));
  • the reaction gas (outlet) mixture (of the first section of the reaction zone A), after it has Kurs ⁇ in the flow direction für ⁇ the first catalyst bed, prior to each flowing through the first catalyst bed in Strömungs ⁇ direction downstream catalyst bed of the first portion of the reaction zone A in limited Scope a molecular oxygen-containing gas is added, wherein the reaction gas mixture in each case so supplied oxygen amount is in each case limited so that the resulting oxygen content of the reaction gas mixture, bezo ⁇ gen on the hydrogen contained in it, 0.5 to 50 or 30 vol %, preferably 10 to 25% by volume;
  • air (7) is preferably used as such an oxygen-containing gas; however, it is also possible to use pure oxygen or a mixture of oxygen and inert gases such as CO 2 , N 2 and / or noble gases or nitrogen oxide; after the addition of the oxygen-containing gas, the reaction gas preferably still passes through a static mixer (8) before it enters the relevant catalyst bed;
  • the temperatures within the first section of the reaction zone A are vor ⁇ preferably maintained at 400 to 700 0 C;
  • the working pressure within the first section of the reaction zone A is preferably 0.5 to 10 bar;
  • the reaction gas starting mixture (9) fed to the first section of the reaction zone A (its temperature is preferably 400 to 700 ° C. (for example 560 ° C.), its pressure is preferably 0.5 to 10 bar) preferably has the following contents:
  • the loading of the catalyst beds with reaction gas is frequently 250 to 5000 h -1 (in the case of high-load operation also up to 40 000 IT 1 ) preferably 10000 to 25000 Nl / l » h, particularly preferably 15000 to 20 000 Nl / l » h;
  • the product gas mixture A * formed in the first section of the reaction zone A preferably has the following contents:
  • the residual gas fed to the product gas mixture A * generally contains from 0.5% by volume to 10% by volume, frequently from 1 to 8% by volume and preferably from 2 to 5% by volume, of molecular oxygen;
  • the contents of the (main and / or secondary or total) residual gas supplied to the product gas mixture A * are preferably as follows:
  • the residual gas is added to the product gas mixture A * in amounts such that the oxygen content of the resulting reaction gas mixture A *, based on the hydrogen contained in it, is 15 to 50% by volume, advantageously 25 to 50% by volume. and most preferably is from 30 or 40 to 50% by volume;
  • reaction gas mixture A * (12) preferably has the following contents:
  • the temperature of the reaction gas mixture A * is advantageously 300 to 600 0 C (eg 400 to 500 0 C), the pressure of the reaction gas mixture A * is advantageously 0.5 or 0.6 to 12 bar;
  • the product gas mixture A * (11) is supplied with the (main and / or Mau ⁇ or total) residual gas from the separation zone B according to the principle of a gas operated with this Rest ⁇ as jet jet jet pump, the conveying direction of a throughDeutschdüse (1) via a mixing section (2) and a diffuser (3) relaxed propellant jet in the second section of the reaction zone A (13) and the suction (suction) of the suction nozzle (4) in the direction of the first portion of the reaction onszone A. and the connection "suction port mixing section diffuser" forms the sole connection between the first and the second section of the reaction zone A;
  • the propulsion jet has a temperature of 400 or 500 to 600 0 C and a pressure of 3 to 6 bar (preferably 4 to 5 bar);
  • the guided from the separation zone B in the reaction zone A residual gas (15) by indirect heat exchange (14) with guided into the separation zone A hot
  • the guided from the separation zone B in the reaction zone A residual gas is compressed by means of a radial or axial compressor to the aforementioned pressure;
  • reaction gas mixture A * contains no further gas streams added in addition to the gas streams mentioned in this document;
  • the second section of the reaction zone A is operated essentially adiabatically (ie, heat transfer medium located outside the second section of the reaction zone A is essentially neither (selectively) supplied to the second section of the reaction zone A nor removed); based on a single pass of the reaction gas mixture A * through the second section of the reaction zone A, the gross thermal tinting over the second section of the reaction zone A is exothermic (to ensure this positive heat of reaction, it may be useful in the first section of the reaction zone, especially in the case of comparatively low dehydrogenation conversions to increase the hydrogen content of the reaction gas mixture A * by supplying external hydrogen, this addition of molecular hydrogen will advantageously be carried out advantageously into the product gas mixture A *, but it can also be carried out, for example, into the recirculated residual gas (19) or in the resulting reaction gas mixture A *);
  • the second section of the reaction zone A is preferably supplied with no further external gases
  • the temperatures within the second section of the reaction zone A are preferably maintained at 400 to 75O 0 C (or 500 to 700 0 C);
  • the working pressure within the second section of the reaction zone A is preferably 0.5 to 12 bar;
  • catalysts suitable ge which are recommended in this document for the heterogeneously catalyzed dehydrogenation in the first section of the reaction zone A as appropriate, since they as mentioned at the beginning of this document, usually also catalyze the combustion of molecular hydrogen (this applies in particular to the catalysts of DE-A 19937107 (in particular to those exemplified there), which is why these catalysts are very particularly preferably used in both sections of reaction zone A, in a competitive situation between heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation and heterogeneously catalyzed Hydrogen combustion usually proceeds much faster on the mentioned catalysts and dominates the former);
  • suitable catalysts for the second section of the reaction zone A are also those catalysts which are specifically tailored for the selective combustion of molecular hydrogen; such catalysts are e.g. those of US-A-4788371, US-A-4886928, US-A-5430203, US-A-5530171, US-A-552
  • the reactor for the second section of the reaction zone A contains no plurality of catalyst beds, but only one catalyst bed;
  • this catalyst bed is accommodated in a simple shaft furnace and is flowed through axially or radially;
  • the load of the above catalyst bed with reaction gas mixture A * is generally from 500 to 80000 Nl / lh, preferably 10,000 to 50,000 Nl / l * h, more preferably 20,000 to 40,000 Nl / I »h (with only minor dehydrogenation in the second portion of the reaction zone A and predominantly exclusive combustion of molecular oxygen with molecular hydrogen, the aforementioned load can also be up to 200,000 Nl / lh);
  • the first and second sections of reaction zone A are housed in one and the same reactor;
  • the second section of the reaction zone A is a catalyst-loaded horde in a tray reactor whose remaining hordes are assigned to the first section of the reaction zone A;
  • the product gas mixture A formed in the second section of the reaction zone A preferably has the following contents:
  • the temperature of the product gas mixture A is advantageously 400 to 700 0 C;
  • the pressure of the reaction gas mixture is advantageously from 0.4 to 10 bar and is preferably at the same time above the pressure of the product gas mixture A *;
  • the formed in the second section of the reaction zone A envisiongasge ⁇ mixture A in two subsets of identical composition and one of the two subsets (10) as another propane-containing feed stream (as Dehydrier Vietnamesegas) in the first section of the reaction zone A is recycled (preferably as Component of the starting reaction gas mixture of the first Ab ⁇ section of the reaction zone A and preferably in natural circulation following the pressure at the outlet of the first section of the reaction zone A pressure gradient, the mixing with fresh propane is preferably carried out by means of static mixer upstream of the first located in the flow direction katalysatoratorbett first portion of the reaction zone A) and the other General ⁇ amount (18) of product gas mixture A (preferably the entire other General ⁇ amount) in the first separation zone A further treated according to the invention;
  • the other subset (18) of product gas mixture A via ei ⁇ NEN indirect heat exchanger (14) in the separation zone A, in the same the fresh propane and / or the residual gas from the separation zone B (to the desired temperature) to heat ,
  • the product gas mixture A formed in reaction zone A in the context of the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation according to the invention generally comprises propane, propene, molecular hydrogen, N 2 , H 2 O, methane, ethane, ethylene, butene-1 in the process according to the invention.
  • other butenes eg isobutene
  • Hydrocarbons n-butane, isobutane, butadiene etc.
  • CO and CO 2 usually also oxygenates such as alcohols, aldehydes and carboxylic acids (usually with ⁇ 9 C-atoms).
  • constituents originating from the residual gas may be present in small amounts, for example secondary components which are formed in the reaction zone B, but also absorption medium used in the separation zones A and / or B. It will be at a pressure of 0.3 to 10 bar and usually tungsu ⁇ fig have a temperature from 400 to 650 or to 500 0 C, in favorable cases, from 450 to 500 0 C.
  • the latter can be effected, for example, by reacting the product gas mixture A, if appropriate after having cooled it in an indirect heat exchanger (as already mentioned, the heat taken off in the reaction zone A is expediently heated to produce a process according to the invention used feed gas used) via a, usually to a tube (but it is also possible a plate or a winding module) designed, directs membrane, which is permeable only to the molecular hydrogen.
  • the molecular hydrogen thus separated can be partly recycled into the heterogeneously catalyzed dehydrogenation of propane (ie, into the reaction zone A) and / or sent for any other use. For example, it can be burned in fuel cells.
  • a partial or complete hydrogen separation can also be carried out by partial condensation, adsorption and / or rectification (preferably under pressure).
  • the partial or complete separation of molecular hydrogen from product gas mixture A can also be carried out in the process according to the invention by selective (eg heterogeneously catalyzed) combustion of the same with molecular oxygen to be carried out outside reaction zone A.
  • the water of reaction which forms can be either partially or completely separated or left in the gas mixture, since it is able to act as an inert diluent gas in reaction zone B.
  • Suitable catalysts for this purpose are disclosed, for example, in US Pat. Nos. 4,788,371, 4,886,928, 5,430,209, 5,530,171, 5,579,979 and 5,533,314.
  • At least 10 mol%, or at least 25 mol%, often at least 35 mol%, or at least 50 mol%, often at least 75 mol%, and often the total amount of the product gas mixture A led out of the reaction zone A is expedient Pre-and / or co-separate off molecular hydrogen contained before the remaining product gas mixture A 'is used for charging the reaction zone B on.
  • reaction zone A namely the combination of "loop variant” and "two-section variant”, with adiabatic endothermic design of the first section and adiabatic exothermic design of the second Section (in each case the reaction zone A), that there the product gas mixture A is already substantially free of molecular hydrogen, the molecular hydrogen formed in the reaction zone A is still almost quantitatively advantageously used in the reaction zone A and the water vapor formed as part of the in the first section of the reaction zone A recycled partial amount of the product gas mixture A is also supplied to an advantageous use.
  • water which may be contained therein may also be partially or completely separated (for example, condensed out) from product gas mixture A before it is further processed in reaction zone B.
  • a separation of other, different from propane and propylene, components of the product gas mixture A can be made.
  • a simple possibility for this purpose consists, for example, in the preferably cooled (preferably to temperatures of 10 to 100 or 7O 0 C), product gas mixture A, for example at a pressure of 0.1 to 50 bar, preferably 5 to 15 bar and a Temperature of eg 0 to 100 ° C, preferably 20 to 40 0 C 1 with a (preferably sharksieden ⁇ the organic solvent (preferably a hydrophobic), in which propane and propylene (compared to the other constituents of the product gas mixture A expediently preferred) are absorbed to bring into contact (eg by simply passing).
  • the propane and propylene are recovered in a mixture in ge purified form and to Feed of the reaction zone B is used (preferably the procedure described in Comparative Example 1)
  • a reactant gas eg air or another mixture of molecular kularem oxygen and inert gas
  • the gege ⁇ optionally molecular hydrogen-containing exhaust gas of the absorption can be subjected to a membrane separation again and then, if necessary, the separated hydrogen in the heterogeneously catalyzed propane dehydrogenation in the reaction zone A. concomitantly.
  • a pressure swing adsorption or a pressure rectification is therefore often preferred for the purposes according to the invention.
  • the absorption agent is preferably an organic solvent, which is preferably hydrophobic and / or high-boiling.
  • This solvent has a boiling point (at an atmospheric pressure of 1 atm) of at least 120 0 C, preferably of at least 180 0 C, preferably from 200 to 350 0 C, in particular of 250 to 300 0 C, more preferably from 260 to 290 ° C.
  • the flash point is (bar at a standard pressure of 1) above 110 0 C.
  • relatively nonpolar organic Lö ⁇ suitable solvents as absorbents such as aliphatic hydrocarbons, preferably containing no outwardly acting polar group, but also aromatic hydrocarbons substances.
  • the absorbent has the highest possible boiling point with the highest possible solubility for propane and propylene.
  • suitable absorbents are aliphatic hydrocarbons, for example C 8 -C 2 o-alkanes or alkenes, or aromatic hydrocarbons, for example, medium-oil fractions from paraffin distillation or ethers with bulky (sterically demanding) groups on the O atom, or mixtures thereof, wherein a polar solvent such as the 1,2-dimethyl phthalate disclosed in DE-A 43 08 087 may be added thereto.
  • esters of benzoic acid and phthalic acid with straight-chain alkanols containing 1 to 8 carbon atoms such as n-butyl benzoate, benzoic acid, ethyl benzoate, diethyl phthalate, diethyl phthalate, and so-called heat transfer oils, such as diphenyl, diphenyl ether and mixtures of diphenyl and diphenyl ether or their chlorinated derivatives and triaryl alkenes, for example 4-methyl-4'-benzyl-diphenylmethane and its isomers 2-methyl-2'-benzyl-diphenyl-methane, 2-methyl-4'-benzyldiphenylmethane and 4-methyl-2'-benzyl-diphenylmethane and mixtures of such isomers.
  • a suitable absorbent is a solvent mixture of diphenyl and diphenyl ether, preferably in the azeotropic composition, in particular from about 25 wt .-% diphenyl (biphenyl) and about 75 wt .-% diphenyl ether, for example the commercially available Diphyl ® (eg of Bayer Aktiengesellschaft). Frequently, this solvent mixture contains a solvent such as dimethyl phthalate in an amount of 0.1 to 25 wt .-%, based on the total solvent mixture added.
  • Octane, nonane, decane, undecane, dodecane, tridecan, tetradecan, pentadecane, hexadecane, heptadecane and octadecane are also particularly suitable absorbents, tetradecanes in particular having proven particularly suitable. It is favorable if the absorbent used on the one hand fulfills the above-mentioned boiling point, but on the other hand has a molecular weight which is not too high.
  • the molecular weight of the absorption medium is ⁇ 300 g / mol.
  • paraffin oils having 8 to 16 carbon atoms described in DE-A 33 13 573 are also particularly suitable absorbents, tetradecanes in particular having proven particularly suitable. It is favorable if the absorbent used on the one hand fulfills the above-mentioned boiling point, but on the other hand has a molecular weight which is not too high.
  • the molecular weight of the absorption medium is ⁇ 300
  • Suitable commercial products are products marketed by Schurmann, such as Haipasole i, such as Halpasol 250/340 i and Halpasol 250/275 i, as well as printing ink oils under the names PKWF and Printosol. Preference is given to aromatics-free commercial products, for example those of the type PKWFaf.
  • the performance of absorption is not particularly limited. All methods and conditions customary to the person skilled in the art can be used.
  • the gas mixture at a pressure of 1 to 50 bar, preferably 2 to 20 bar, more preferably 5 to 15 bar, and a temperature of 0 to 100 0 C, in particular from 20 to 50 or 40 ° C, with brought into contact with the absorbent.
  • the absorption can be carried out both in columns and in quench apparatuses. In this case, it is possible to work in cocurrent or in countercurrent (is preferred).
  • Suitable absorption columns are, for example tray columns (having bubble and / or sieve trays), columns with structured packings (for example Blechpa ⁇ ckungen having a specific surface area of 100 to 1000, or up to 750 m 2 / m 3, for example Mellapak ® 250 Y ) and packed columns (filled with Raschig packing, for example).
  • structured packings for example Blechpa ⁇ ckungen having a specific surface area of 100 to 1000, or up to 750 m 2 / m 3, for example Mellapak ® 250 Y
  • packed columns filled with Raschig packing, for example.
  • trickle and spray towers graphite block absorbers, surface absorbers such as thick-layer and thin-layer absorbers, rags scrubbers, cross-flow scrubbers and rotary scrubbers. Zu ⁇ it may be beneficial to let the absorption take place in a bubble column with and without internals.
  • Separation of the propane and propylene from the absorbent can be accomplished by stripping, flash evaporation and / or distillation.
  • the separation of the propane and propylene from the absorbent is preferably carried out by stripping and / or desorption.
  • the desorption can be carried out in a customary manner via a pressure and / or temperature change, preferably at a pressure of 0.1 to 10 bar, in particular 1 to 5 bar, more preferably 1 to 3 bar, and a temperature of 0 to 200 0th C, in particular 20 to 100 0 C 1 more vorzugt 30 to 7O 0 C, particularly preferably 30 to 50 0 C.
  • a for the stripping geeigne ⁇ tes gas is for example steam, but preference in particular oxygen are substance- / nitrogen Mixtures, for example air.
  • oxygen are substance- / nitrogen Mixtures, for example air.
  • air or oxygen / nitrogen mixtures in which the oxygen content is more than 10% by volume it may be useful to add a gas before and / or during the stripping process, which reduces the explosion range.
  • gases with a specific heat capacity> 29 J / mol » K at 20 ° C. for example methane, ethane, propane, propene, benzene, methanol, ethanol, and also ammonia, carbon dioxide and water.
  • C4 hydrocarbons are preferred according to the invention as such additives to be avoided.
  • Particularly suitable for the stripping are bubble columns with and without internals.
  • the separation of the propane and propylene from the absorbent can also be effected by distillation or rectification, the columns familiar to the person skilled in the art with packings, random packings or corresponding internals being able to be used.
  • Preferred conditions in the distillation or rectification are a pressure of 0.01 to 5 bar, in particular 0.1 to 4 bar, more preferably 1 to 3 bar, and a temperature (in the bottom) of 50 to 300 0 C, in particular 150 up to 25O 0 C.
  • a gas mixture obtained by stripping from the absorption medium can, before being used for feeding the reaction zone B, be fed to a further process stage, for example in order to obtain a reaction mixture.
  • Such separation of the absorbent can take place according to all the process steps known to the person skilled in the art.
  • a preferred embodiment of such a separation in the context of the method according to the invention is e.g. the quenching of the output stream from the stripping device with water. In this case, the absorbent is washed out of this loaded output stream with water and the output stream is simultaneously charged with water. This washing or quenching may e.g. at the head of a desorption column over a liquid capture bottom by Ge gensprühen of water or in a separate apparatus.
  • the quench surface can be installed in the quench space enlarging internals, as they are known in the art of rectifications, absorptions and desorptionsen ago.
  • Water is a preferred detergent insofar as it normally does not interfere in the following at least one partial zone.
  • Both the substantially C3-free stripped absorbent and the adsorbent recovered in the phase separation can be reused for the purpose of absorption.
  • the propane and propene-containing gas mixture obtained in a separation which can be carried out by way of example can now be used in a manner known per se for charging a heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acrolein and / or acrylic acid, as described, for example, in US Pat. in WO 01/96270 and in the specifications DE-A 10245585, DE-A 10246119, DE-A 10313210, DE-A 10313214, DE-A 10313213, DE-A 10313212, DE-A 10308824, DE-A 10313208 and US Pat DE-A 10211275 is described.
  • pure molecular oxygen, air, oxygen-enriched air or any other mixture of oxygen and inert gas can be added as the oxidizing agent.
  • the composition of the charge gas mixture (compare DE-A 10245585 and DE-A 10246119) for the reaction zone B is adjusted so that it satisfies the following molar ratios:
  • the heterogeneously catalyzed gas-phase partial oxidation of propylene to acrylic acid proceeds in two successive steps along the reaction coordinate, the first leading to the acrolein and the second from the acrolein to the acrylic acid.
  • This reaction sequence in two temporally successive steps opens in a conventional manner the possibility of the reaction zone B of the invention
  • two stages, ie perform in two consecutively arranged oxidation zones, wherein in each of the two oxidation zones to verwen ⁇ dende oxidic catalyst can be optimally adapted (also the reaction can be stopped at the stage of acrolein).
  • the first oxidation zone propylene ⁇ acrolein
  • catalysts for the second oxidation zone acrolein ⁇ acrylic acid
  • are normally based on catalysts of the element combination Mo-V containing multimetal oxides are preferred.
  • catalysts for the two oxidation zones are also disclosed in DE-A 4 431 957, DE-A 102004025445 and DE-A 4431949. This applies in particular to those of the general formula I in the two abovementioned publications. Particularly advantageous catalysts for the two oxidation zones are disclosed in DE-A 10325488, DE-A 10325487, DE-A 10353954, DE-A 10344149, DE-A 10351269, DE-A 10350812, DE-A 10350822.
  • the heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acrolein come, as already said, in principle all Mo, Bi and Fe-containing multimetal oxide materials into consideration.
  • multimetal oxide active compounds of the general formula I of DE-A 19955176 the multimetal oxide active compounds of the general formula I of DE-A 19948523, the multimetal oxide active compounds of the general formulas I 1 II and III of DE-A 10101695, the multimetal oxide active compounds of the general formulas I, Il and III of DE-A 19948248 and the multimetal oxide active compounds of the general formulas I 1 II and III of DE-A 19955168 and the multimetal oxide active masses mentioned in EP-A 700714.
  • multi-metal oxide catalysts containing Mo, Bi and Fe which are described in DE-A 10046957, DE-A 10063162, DE-C 3338380, DE-A 19902562, EP-A 15565, DE-C 2380765, US Pat. EP-A 807465, EP-A 279374, DE-A 3300044, EP-A 575897, US-A 4438217, DE-A 19855913, WO 98/24746, DE-A 19746210 (those of the general formula II), JP-A 91/294239, EP-A 293224 and EP-A 700714.
  • these hollow cylinders have a geometry of 5.5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 3.5 mm, or 5 mm ⁇ 2 mm ⁇ 2 mm, or 5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 2 mm, or 6 mm ⁇ 3 mm ⁇ 3 mm, or 7 mm x 3 mm x 4 mm (each outer diameter x height x inner diameter).
  • Other possible catalyst geometries in this context are strands (eg 7.7 mm in length and 7 mm in diameter, or 6.4 mm in length and 5.7 mm in diameter).
  • a large number of the multimetal oxide active materials which are suitable for the step from propylene to acrolein can be classified under the general formula IV
  • X 2 thallium, an alkali metal and / or an alkaline earth metal
  • X 3 zinc, phosphorus, arsenic, boron, antimony, tin, cerium, lead and / or tungsten,
  • X 4 silicon, aluminum, titanium and / or zirconium
  • n a number which is determined by the valence and frequency of the elements different from oxygen in IV,
  • active compounds can be prepared by the general formula IV in a simple manner that intimate, preferably finely divided, corresponding to the stoichiometry to-sammensupportedes dry mixture and calcining of suitable sources of their elemental constituents at temperatures from 350 to 650 0 C.
  • the calcination can take place both under inert gas and under an oxidative atmosphere such as, for example, air (mixture of inert gas and oxygen) and also under reducing atmosphere (eg mixture of inert gas, NH 3 , CO and / or H 2 ) ,
  • the calcination time can be several minutes to several hours and usually decreases with temperature.
  • Suitable sources for the elemental constituents of the multimetal oxide active compositions IV are those compounds which are already oxides and / or those compounds which can be converted into oxides by heating, at least in the presence of oxygen.
  • suitable starting compounds are in particular halides, nitrates, formates, oxalates, citrates, acetates, carbonates, amine complexes, ammonium salts and / or hydroxides (compounds such as NH 4 OH, (NH 4 J 2 CO 3 , NH 4 NO 3 , NH 4 CHO 2 , CH 3 COOH, NH 4 CH 3 CO 2 and / or ammonium oxalate, which can disintegrate and / or decompose into gaseous compounds at the latest during later calcining, can additionally be incorporated into the intimate dry mixture become).
  • the intimate mixing of the starting compounds for the preparation of multimetallic oxide active compounds IV can be carried out in dry or in wet form. If it is carried out in dry form, the starting compounds are expediently used as finely divided powders and subjected to calcination after mixing and optionally compacting. Preferably, however, the intimate mixing takes place in wet form. Usually, the starting compounds are mixed together in the form of an aqueous solution and / or suspension. Particularly intimate dry mixtures are obtained in the described mixing process when starting exclusively from sources of the elementary constituents present in dissolved form.
  • the solvent used is preferably water.
  • the resulting aqueous mass is dried, wherein the drying process preferably by Sprüh ⁇ drying of the aqueous mixture with outlet temperatures of 100 to 15O 0 C follows.
  • the multimetal oxide active compounds of the general formula IV can be used for the step "propylene ⁇ acrolein" molded in powder form as well as in certain catalyst geometries, wherein the shaping can be carried out before or after the final calcination.
  • solid catalysts can be prepared from the powder form of the active composition or its uncalcined and / or partially calcined precursor composition by compacting to the desired catalyst geometry (eg by tableting, extruding or extrusion molding), where appropriate aids such as graphite or stearic acid as lubricant and / or form ⁇ tools and reinforcing agents such as microfibers of glass, asbestos, silicon carbide or potassium titanate can be added.
  • Suitable Vollkatalysatorgeometrien are eg solid cylinder or hollow cylinder with an outer diameter and a length of 2 to 10 mm. In the case of the hollow cylinder, a wall thickness of 1 to 3 mm is expedient.
  • the full catalyst may also have spherical geometry, wherein the ball diameter may be 2 to 10 mm.
  • a particularly favorable hollow cylinder geometry is 5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 2 mm (outer diameter ⁇ length ⁇ inner diameter), in particular in the case of full catalysts.
  • the shaping of the pulverulent active composition or its pulverulent, not yet and / or partially calcined, precursor composition can also be effected by application to preformed inert catalyst supports.
  • the coating of the carrier bodies for producing the coated catalysts is generally carried out in a suitable rotatable container, as described e.g. from DE-A 2909671, EP-A 293859 or from EP-A 714700 is known.
  • the powder mass to be applied is expediently moistened for coating the carrier body and, after application, e.g. by means of hot air, dried again.
  • the layer thickness of the powder mass applied to the carrier body is expediently chosen to be in the range 10 to 1000 ⁇ m, preferably in the range 50 to 500 ⁇ m and particularly preferably in the range 150 to 250 ⁇ m.
  • carrier materials it is possible to use customary porous or non-porous aluminum oxides, silicon dioxide, thorium dioxide, zirconium dioxide, silicon carbide or silicates, such as magnesium silicate or aluminum silicate. They generally behave essentially inert with respect to the target reaction subject to the process according to the invention.
  • the carrier bodies may be regularly or irregularly shaped, with preference being given to regularly shaped carrier bodies having a markedly formed surface roughness, for example spheres or hollow cylinders. Suitable is the use of substantially non-porous, surface roughness, spherical supports made of steatite whose diameter is 1 to 10 mm or up to 8 mm, preferably 4 to 5 mm.
  • Ge is also suitable but the use of cylinders as a carrier body whose length is 2 to 10 mm and whose outer diameter is 4 to 10 mm.
  • the wall thickness is usually from 1 to 4 mm.
  • annular carrier body have a length of 2 to 6 mm, an outer diameter of 4 to 8 mm and a wall thickness of 1 to 2 mm.
  • Particularly suitable according to the invention are also rings of geometry 7 mm ⁇ 3 mm ⁇ 4 mm (outer diameter ⁇ length ⁇ inner diameter) as the carrier body.
  • the fineness of the catalytically active oxide masses to be applied to the surface of the carrier body is, of course, adapted to the desired shell thickness (compare EP-A 714 700).
  • Multimetalloxidinmas- sen are also compounds of general formula V,
  • Y 1 only bismuth or bismuth and at least one of the elements tellurium, antimony,
  • Y 2 molybdenum or molybdenum and tungsten
  • Y 3 an alkali metal, thallium and / or samarium
  • Y 4 an alkaline earth metal, nickel, cobalt, copper, manganese, zinc, tin, cadmium and / or mercury,
  • Y 5 iron or iron and at least one of the elements chromium and cerium
  • Y 6 phosphorus, arsenic, boron and / or antimony
  • Y 7 a rare earth metal, titanium, zirconium, niobium, tantalum, rhenium, ruthenium,
  • a ' 0.01 to 8
  • b' 0.1 to 30,
  • c ' 0 to 4
  • the chemical composition Y 1 a ' Y 2 b O X' the largest diameter (longest passing through the center of gravity of the area direct connection of two located on the surface (interface) of the area points) 1 nm to 100 microns, often 10 nm to 500 nm or 1 ⁇ m to 50 or 25 ⁇ m.
  • Particularly advantageous multimetal oxide compositions V are those in which Y 1 is only bismuth.
  • Z 2 molybdenum or molybdenum and tungsten
  • Z 4 thallium, an alkali metal and / or an alkaline earth metal
  • Z 5 phosphorus, arsenic, boron, antimony, tin, cerium and / or lead,
  • Z 6 silicon, aluminum, titanium and / or zirconium
  • Z 7 copper, silver and / or gold
  • inert support materials come i.a. Also suitable as inert materials for dilution and / or delimitation of the corresponding Katalysator ⁇ fixed beds, or as their protective and / or the gas mixture auftropicende pouring.
  • the heterogeneously catalyzed gas-phase partial oxidation of acrolein to acrylic acid as already stated, in principle all Mo and V containing multimetal masses come into consideration as active compositions, e.g. those of DE-A 10046928.
  • X 1 W, Nb, Ta, Cr and / or Ce
  • X 4 one or more alkali metals
  • X 5 one or more alkaline earth metals
  • X 6 Si, Al, Ti and / or Zr
  • n a number determined by the valence and abundance of elements other than oxygen in VII
  • X 1 W, Nb, and / or Cr
  • X 2 Cu 1 Ni, Co, and / or Fe
  • X 5 Ca, Sr and / or Ba
  • X 6 Si, Al, and / or Ti
  • n a number that is determined by the valence and frequency of the elements different from oxygen in VII.
  • multimetal oxides VII according to the invention are those of the general formula VIII
  • Y 5 Ca and / or Sr
  • Y 6 Si and / or Al
  • a ' 2 to 4
  • b' I to 1.5
  • c ' I to 3
  • f O to 0.5
  • g' O to 8
  • n ' a number which is represented by the valency and frequency of oxygen-different elements in VIII is determined.
  • multimetal oxide active compositions (VII) which are suitable according to the invention are known per se, e.g. The method disclosed in DE-A 4335973 or in EP-A 714700 is available.
  • multimetal oxide active substances suitable for the step "acrolein ⁇ acrylic acid", in particular those of the general formula VII, can be prepared in a simple manner by using as appropriate intimate, preferably finely divided, stoichiometry from suitable sources of their elemental constituents correspondingly produced, dry mixture and this calcined at temperatures of 350 to 600 ° C.
  • the calcination can be carried out both under inert gas and under an oxidative atmosphere such as air (mixture of inert gas and oxygen) as well as under reducing atmosphere (eg mixtures of inert gas and reducing gases such as H 2 , NH 3 , CO, methane and / or acrolein or the abovementioned reducing gases acting alone).
  • Suitable sources of the elemental constituents of the multimetal oxide active compounds VII are those compounds which are already oxides and / or those compounds which can be converted into oxides by heating, at least in the presence of oxygen.
  • the intimate mixing of the starting compounds for the preparation of multimetal oxide compositions VII can be carried out in dry or in wet form. If it takes place in dry form, the starting compounds are expediently used as finely divided powders and subjected to the calcination after mixing and optionally compacting. Preferably, however, the intimate mixing takes place in wet form.
  • the starting compounds are mixed together in the form of an aqueous solution and / or suspension.
  • Particularly intimate dry mixtures are obtained in the described mixing process when starting exclusively from sources of the elementary constituents present in dissolved form.
  • the solvent used is preferably water.
  • the resulting aqueous mass is dried, wherein the drying process preferably by Sprüh ⁇ drying of the aqueous mixture with outlet temperatures of 100 to 15O 0 C er ⁇ follows.
  • the resulting multimetal oxide compositions in particular those of the general formula VII, can be used for the acrolein oxidation, shaped both in powder form and in particular catalyst geometries, wherein the shaping can take place before or after the final calcination.
  • solid catalysts can be prepared from the powder form of the active composition or its uncalcined precursor composition by compacting to the desired catalyst geometry (for example by tableting, extruding or extruding), with optional aids such as graphite or stearic acid being used as lubricants and / or molding aids and reinforcements.
  • desired catalyst geometry for example by tableting, extruding or extruding
  • optional aids such as graphite or stearic acid being used as lubricants and / or molding aids and reinforcements.
  • microfibers from glass, asbestos, silicon carbide or potassium titanate can zuge ⁇ sets.
  • Suitable Vollkatalysatorgeometrien are eg solid cylinder or hollow cylinder with an outer diameter and a length of 2 to 10 mm. In the case of the hollow cylinder, a wall thickness of 1 to 3 mm is appropriate.
  • the full catalyst can also have spherical geometry, wherein the ball diameter can be 2 to 10 mm (eg 8.2 mm or
  • the shaping of the powdered active composition or its powdery, not yet calcined precursor composition can also be effected by application to preformed inert catalyst supports.
  • the coating of the carrier bodies for the preparation of the coated catalysts is usually carried out in a suitable rotatable container, as e.g. from DE-A 2909671, EP-A 293859 or from EP-A 714700 is known.
  • the layer thickness of the powder mass applied to the carrier body is expediently chosen to be in the range 10 to 1000 ⁇ m, preferably in the range 50 to 500 ⁇ m and particularly preferably in the range 150 to 250 ⁇ m.
  • carrier materials it is possible to use customary porous or non-porous aluminum oxides, silicon dioxide, thorium dioxide, zirconium dioxide, silicon carbide or silicates, such as magnesium silicate or aluminum silicate.
  • the carrier bodies can be regularly or irregularly shaped, with regularly shaped carrier bodies having a distinct surface roughness, for example spheres or hollow cylinders with a chip deposit, being preferred.
  • Suitable is the use of substantially nonporous, surface rough, spherical steatite supports whose diameter is 1 to 10 mm or 8 mm, preferably 4 to 5 mm. That is, suitable ball geometries may have diameters of 8.2 mm or 5.1 mm.
  • cylinders as support bodies whose length is 2 to 10 mm and whose outer diameter is 4 to 10 mm.
  • the wall thickness is usually 1 to 4 mm.
  • annular carrier body Preferably to be used annular carrier body have a length of 2 to 6 mm, an outside diameter from 4 to 8 mm and a wall thickness of 1 to 2 mm.
  • Particularly suitable rings are also the geometry 7 mm x 3 mm x 4 mm (outer diameter x length x devis ⁇ diameter) as a carrier body.
  • the fineness of the catalytically active oxide materials to be applied to the surface of the support body is, of course, adapted to the desired shell thickness (cf EP-A 714700).
  • Multimetalloxidak- tivmassen are also compounds of general formula IX,
  • Z 1 W, Nb, Ta, Cr and / or Ce
  • Z 2 Cu, Ni, Co, Fe, Mn and / or Zn
  • Z 3 Sb and / or Bi
  • Z 6 Si, Al, Ti and / or Zr
  • Z 7 Mo, W, V, Nb and / or Ta, preferably Mo and / or W.
  • starting material 1 in finely divided form vor description (starting material 1) and then the vorge ⁇ formed solid starting material 1 in an aqueous solution, an aqueous suspension or in a finely divided dry mixture of sources of the elements Mo, V 1 Z 1 , Z 2 , Z 3 , Z 4 , Z 5 , Z 6 , the aforementioned elements in the stoichiometry D
  • the multimetal IX in which the incorporation of the vorgebil ⁇ Deten solid starting material 1 into an aqueous starting material 2 is conducted at a temperature Tempe ⁇ ⁇ 70 0 C are preferred.
  • a detailed description of the preparation of multimetal oxide compositions of V 1 catalysts includes, for example, EP-A 668104, DE-A 19736105, DE-A 10046928, DE-A 19740493 and DE-A 19528646.
  • Multimetal oxide catalysts which are outstandingly suitable for the step "acrolein -> acrylic acid" are also those of DE-A 19815281, in particular with multimetal oxide active compounds of the general formula I of this document.
  • full catalyst rings are used and for the step from acrolein to acrylic acid, shell catalyst rings are used.
  • the carrying out of the first step of the partial oxidation, from propylene to acolein, can be carried out with the described catalysts, e.g. in a one-zone multi-contact fixed bed reactor, as described in DE-A 4431957.
  • oxygen is used as the oxidizing agent. If N 2 is chosen as the inert diluent gas, the use of air as oxygen source proves to be particularly advantageous.
  • the volume (NI) ratio is 1: (1.0 to 3.0) :( 5 to 25), preferably 1: (1, 7 to 2 , 3) :( 10 to 15) worked.
  • the reaction pressure is usually in the range of 1 to 3 bar and the total space load is preferably 1500 to 4000 or 6000 Nl / I « h or more.
  • the propylene load is typically 90 to 200 Nl / lh or 300 Nl / lh or more.
  • the single-zone multiple contact tube fixed bed reactor is fed with the feed gas mixture from above.
  • a heat exchange agent is advantageously a molten salt, preferably consisting of 60 wt .-% potassium nitrate (KNO 3 ) and 40 wt% sodium nitrite (NaNO 2 ), or from 53 wt .-% potassium nitrate (KNO 3 ), 40 wt .-% Sodium nitrite (NaNO 2 ) and 7 wt .-% sodium nitrate (NaNO 3 ) used.
  • KNO 3 potassium nitrate
  • NaNO 2 sodium nitrite
  • NaNO 3 sodium nitrate
  • molten salt and reaction gas mixture Viewed over the reactor molten salt and reaction gas mixture can be performed both in DC and in countercurrent.
  • the molten salt itself is preferably guided meander-shaped around the catalyst tubes.
  • contact tubes are flown from top to bottom, it is expedient to feed the contact tubes from the bottom to the top with catalyst as follows (for the flow from bottom to top, the feed sequence is appropriately reversed):
  • a pouring device made of inert material (section A), which is preferably chosen such that it causes the lowest possible pressure loss.
  • section C is undiluted.
  • the aforementioned feed variant is particularly useful if, as catalysts, catalysts according to Example 1 of DE-A 10046957 or according to Example 3 of DE-A 10046957 and as inert material rings of steatite with the geometry 7 mm ⁇ 7 mm ⁇ 4 mm (outside diameter x Height x inner diameter) can be used.
  • catalysts according to Example 1 of DE-A 10046957 or according to Example 3 of DE-A 10046957 and as inert material rings of steatite with the geometry 7 mm ⁇ 7 mm ⁇ 4 mm (outside diameter x Height x inner diameter) can be used.
  • the statements made in DE-A 4431957 apply.
  • the carrying out of the first step of the partial oxidation, from propylene to acolein can also be carried out with the catalysts described, for example, in a two-zone, multichannel fixed-bed reactor, as described in DE-A 19910506.
  • the propene conversion achieved with a single pass is normally> 90 mol% or> 95 mol%.
  • the implementation of the second step of the partial oxidation, from acrolein to acrylic acid can be carried out with the described catalysts, for example in a one-zone multiple contact tube fixed bed reactor, as described in DE-A 4431949.
  • the product mixture of propylene partial oxidation to acrolein as such if appropriate after intermediate cooling thereof), ie, without secondary component removal, is passed into the acrolein oxidation to give acrylic acid.
  • the oxygen required for the second step of the partial oxidation is preferably added as air and as a rule is added directly to the product gas mixture of the propylene partial oxidation (but it may also already be present in the reaction gas starting mixture for the propylene partial oxidation).
  • the feed gas mixture of such acrolein partial oxidation is then composed as follows: acrolein: oxygen: water vapor: inert gas volume ratio (Nl) of 1: (1 to 3) :( 0 to 20) :( 3 to 30), preferably from 1 : (1 to 3) :( 0.5 to 10) :( 7 to 18).
  • the reaction pressure is usually 1 to 3 bar and the Monraumbe ⁇ load is preferably 1000 to 3800, or 4800 Nl / Ih or more.
  • the acrolein load is typically 80 to 190, or 290 Nl / l » h or more.
  • the single-zone multiple contact tube fixed bed reactor with the feed gas mixture is likewise flowed in from above.
  • the heat exchange medium is also used in the second stage in an expedient manner, a molten salt, preferably from 60% by weight potassium nitrate (KNO 3) and 40 wt .-% of sodium nitrite (NaNO 2) or from 53 wt .-% Ka ⁇ liumnitrat (KNO 3 ), 40 wt .-% sodium nitrite (NaNO 2 ) and 7 wt .-% sodium nitrate (NO NO 3 ) consisting used.
  • KNO 3 potassium nitrate
  • KNO 3 Ka ⁇ liumnitrat
  • 40 wt .-% sodium nitrite (NaNO 2 ) and 7 wt .-% sodium nitrate (NO NO 3 ) consisting used.
  • Viewed over the reactor molten salt and reaction gas mixture can be performed both in DC and in countercurrent.
  • section C is undiluted.
  • section B can also consist of two successive catalyst dilutions (for the purpose of minimizing hotspot concentrations). temperature and hot spot temperature sensitivity). From bottom to top first with up to 20 wt .-% inert material and then with> 20 wt .-% to 50 or 40 wt .-% inert material. The section C is then preferably undiluted.
  • the aforementioned feed variant is particularly useful if, as catalysts, those according to Preparation Example 5 of DE-A 10046928 or such DE-A 19815281 and as inert material rings of steatite with the geometry 7 mm x 7 mm x 4 mm or 7 mm x 7 mm x 3 mm (outer diameter x height x inner diameter).
  • the statements made in DE-A 44 319 49 apply. It is usually chosen so that the acroleinimplement obtained in single pass is normally> 90 mol%, or> 95 mol% or ⁇ 99 mol%.
  • the performance of the second step of the partial oxidation, from acrolein to acrylic acid, can also be carried out with the described catalysts, however, e.g. in a two-zone multi-contact fixed-bed reactor, as described in DE-19910508. For acrolein sales the above applies. Also in the case of carrying out this second step in a two-zone Dahlberg fixed bed reactor is useful for generating the feed gas mixture directly the product gas mixture directed to the first step partial oxidation (possibly after the intermediate cooling of the same) use (as described above).
  • the oxygen required for the second step of the partial oxidation is preferably added as air and in the second case is added directly to the product gas mixture of the first step of the partial oxidation.
  • the einbad ⁇ temperature of LearnCountrohrreaktoren for the first step of the partial oxidation of propylene to acrylic acid is generally 300 to 400 0 C.
  • the salt bath temperature of Kremmrohrreaktoren for the second step of the partial oxidation of propylene to acrylic acid, the partial oxidation of acrolein to acrylic acid is usually 200 to 350 0 C.
  • both steps of the partial oxidation of propylene to acrylic acid but also as described in DE-A 10121592 can be carried out in a reactor on a feed.
  • part of the feed gas mixture for the first step can be from the partial oxidation coming cycle gas (residual gas).
  • a gas containing molecular oxygen which remains after the target product separation (acrolein and / or acrylic acid removal) from the product gas mixture of the partial oxidation and partly as an inert diluent gas in the feed for the first and / or or optionally second step of the partial oxidation of propylene to acrolein and / or acrylic acid can be recycled.
  • propane, molecular oxygen and optionally unreacted propylene-containing cycle gas are recycled exclusively in the manner according to the invention into the reaction zone A of the process according to the invention.
  • a partial oxidation according to the invention can be carried out by first passing a reaction gas mixture over the catalyst charge which contains no oxygen.
  • the oxygen required for the partial oxidation is made available as lattice oxygen.
  • an oxygen-containing gas for example air, oxygen-enriched air or air depleted in oxygen
  • the catalyst bed is regenerated so as to subsequently be available again for a reaction mixture free of oxygen, etc.
  • the two oxidation zones are preferably realized in the form of two tube bundle systems connected in series. These can be located in a reactor, with the transition from one tube bundle to the other tube bundle being formed by a bed of inert material that is not accommodated in the contact tube (expediently passable). While the catalyst tubes are usually lapped by a heat transfer medium, this does not reach an inert bed attached as described above.
  • the two Kunststoffrohrbün ⁇ del housed in spatially separate reactors.
  • an intercooler is located between the two tube bundle reactors in order to reduce any subsequent acrolein afterburning in the product gas mixture leaving the first oxidation zone.
  • plate heat exchange reactors with salt and / or boiling cooling as e.g. DE-A 19 929 487 and DE-A 19 952 964 describe be used.
  • the reaction temperature in the first oxidation zone is generally from 300 to 450 0 C, preferably at 320 to 39O 0 C.
  • the reaction temperature in the second Oxidati ⁇ onszone is usually at 200 to 37o 0 C, frequently from 220 to 330 0 C.
  • the reaction pressure in both oxidation zones is advantageously 0.5 to 5, advantageously 1 to 3, bar.
  • the load (Nl / lh) of the oxidation catalysts with reaction gas in both oxidation zones is frequently 1500 to 2500 h-1 or up to 4000 h-1.
  • the loading with popylene can be 100 to 200 or 300 and more Nl / lh.
  • the two oxidation zones in the method according to the invention can be designed as e.g. DE-A 19 837 517, DE-A 19 910 506, DE-A 19 910 508 and DE-A 19 837 519 are described.
  • the external temperature control in the two oxidation zones if appropriate in multi-zone reactor systems, is customarily adapted to the specific reaction gas mixture composition and catalyst feed in a manner known per se.
  • the molecular oxygen required for the reaction zone B required according to the invention as an oxidizing agent can be added to the feed gas mixture of the propylene oxidation stage in be added in advance to its total amount.
  • oxygen after the propylene oxidation stage is preferred in acrylic acid production.
  • a molar ratio of propylene: molecular oxygen of 1: 1 to 3, frequently 1: 1, 5 to 2 is set.
  • Similar numerical values are suitable for the acrolein molar ratio: molecular oxygen in the second oxidation zone (1: 0.5 to 1.5 would be preferred) for the partial oxidation of acrolein to acrylic acid.
  • an excess of molecular oxygen generally has an advantageous effect on the kinetics of the gas phase oxidation.
  • the thermodynamic conditions in reaction zone B are essentially unaffected by the molar reactance ratio, since the heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acrylic acid undergoes kinetic control. In principle, therefore, e.g. in the first oxidation zone and the propylene over the molecular oxygen are presented in molar excess. In this case, the excess propylene actually assumes the role of a diluent gas.
  • the heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propylene to acrylic acid but also in a single oxidation zone can be realized.
  • both reaction steps follow in an oxidation reactor which is charged with a catalyst capable of catalyzing the reaction of both reaction steps.
  • the catalyst charge within the oxidation zone along the reaction coordinate can change continuously or abruptly.
  • a procedure which does not require such a separation will be chosen.
  • the source of the molecular oxygen required in the at least one partial oxidation which is added to the product gas mixture A 'before it is used to charge the reaction zone B, is both pure molecular oxygen and inert gas such as CO 2 , CO, noble gases , N 2 and / or saturated hydrocarbons diluted molecular oxygen or nitric oxide into consideration.
  • air will be used as the oxygen source at least to cover a partial requirement of molecular oxygen.
  • reaction zones A, B will normally be accompanied by a reduction in the catalyst quality (in particular activity and selectivity) of the catalysts used in both reaction zones.
  • this can be counteracted by regenerating the respective catalyst bed from time to time (for this purpose, for example, residual gas can also be passed over the respective catalyst bed of the oxidation catalysts at elevated temperature), as described, for example, in the documents DE -A 10351269, DE-A 10350812 and DE-A 10350822 beschrie ⁇ ben.
  • the reaction temperature can be increased over the operating period to compensate for a reduced catalyst activity.
  • a pressure control device in the simplest case a throttle device, eg a throttle valve or a swirl regulator
  • a pressure regulating device can also be located behind only one of the mentioned zones, ie in principle it is completely sufficient to introduce the pressure regulating device somewhere in the further flow path of the reaction gas, from where the pressure increase due to backflow into the reaction zone
  • Typical aforementioned pressure increases (which can be carried out continuously according to the deactivation but also discontinuously) can be up to 3000 mbar and more over the course of the operating time.
  • the product gas mixture B leaving the reaction zone B according to the invention is generally composed essentially of the target product acrolein or acrylic acid or its mixture with acrolein, unreacted molecular oxygen, propane, unreacted propylene , molecular nitrogen, water vapor by-produced and / or as diluent gas, by-products and / or diluent carbon oxides, as well as small amounts of other lower aldehydes, lower alkanecarboxylic acids (eg acetic acid, formic acid and propionic acid) and maleic anhydride, benzaldehyde, aromatic Carboxylic acids and aromatic carboxylic acid anhydrides (eg phthalic anhydride and Benzoic acid), optionally further hydrocarbons, such as C4 hydrocarbons (eg butene-1 and possibly other butenes), and other inert diluent gases.
  • lower aldehydes lower alkanecarboxylic acids (eg acetic acid, formic acid
  • the target product can be separated from the product gas mixture B in a conventional manner in a separation zone B (for example by partial or complete and ge ⁇ optionally fractional condensation of acrylic acid or by absorption of acrylic acid in water or in a high-boiling hydrophobic organic Lö ⁇ or solvent Absorption of acrolein in water or in aqueous solutions of lower carboxylic acids and subsequent work-up of the condensates and / or absorbates; according to the invention, the product gas mixture B is preferably fractionally condensed, cf., for example, EP-A 1388533, EP-A 1388532, DE-A 10235847, EP A 792867, WO 98/01415, EP-A 1015411, EP-A 1015410, WO 99/50219, WO 00/53560, WO 02/09839, DE-A 10235847, WO 03/041833, DE-A 10223058, DE A 10243625, DE-A 10336386, EP-A
  • An acrylic acid separation can also be carried out as described in EP-A 982287, EP-A 982289, DE-A 10336386, DE-A 10115277, DE-A 19606877, DE-A 19740252, DE-A 19627847, US Pat DE-A 10053086 and EP-A 982288 are made.
  • EP-A 982287, EP-A 982289, DE-A 10336386, DE-A 10115277, DE-A 19606877, DE-A 19740252, DE-A 19627847, US Pat DE-A 10053086 and EP-A 982288 are made.
  • Preferably, as in Fig. 7 of WO / 0196271 or in the embodiments of the present application is separated.
  • a common feature of the abovementioned separation processes is (as already mentioned above) that at the top of the respective separation internals Trenn ⁇ column, in the lower part of the product mixture B, usually after prior direct and / or indirect cooling thereof, supplied, usually a residual gas stream (Main residual gas) remains, which contains essentially those constituents of the product gas mixture B, the boiling point at atmospheric pressure (1 bar) ⁇ -3O 0 C (ie, the hardly condensable or volatile constituents).
  • the less volatile constituents of the product gas mixture B, including the respective target product normally accumulate in the condensed phase.
  • the residual gas components are primarily propane, optionally in the reaction zone B unreacted propylene, molecular oxygen and often in the reaction zones A, B used inert diluent gases, preferably in particular nitrogen and carbon dioxide. Depending on the separation process used, water vapor can only be present in the residual gas only in traces or in amounts of up to 20% by volume or more.
  • at least one (preferably (main) residual gas composition comprising) propane, molecular oxygen and optionally (in the reaction zone B) unreacted propylene containing subset (preferably the total amount, but optionally also only half, or two thirds , or three-quarters of this total) is recycled as a propane-containing feed stream in the reaction zone A.
  • (Main) residual gas subsets can also, as already described, recycled into the reaction zone B and / or burned for the purpose of energy production.
  • reaction zone A As far as they are free of molecular oxygen, they can generally be recycled to the reaction zone A as a constituent of the reaction gas starting mixture of the reaction zone A after compression. Also, their recycling to the reaction zone A can take place elsewhere if they are substantially free of molecular oxygen.
  • the separation zone B 1 which may comprise an interconnection of several separation columns and optionally other separators different from columns, takes place in the reaction zone A 1 at continuous execution of the method according to the invention as a continuous reaction of propane to acrylic acid and / or acrolein.
  • the advantageousness of the procedure according to the invention is given both at low ( ⁇ 30 mol%) and at high ( ⁇ 30 mol%) dehydrogenation conversions (relative to a single pass of the reaction gas mixture through the reaction zone A).
  • This is essentially due to the fact that with high dehydrogenation rates in the Re-
  • high propylene proportions in the product gas mixture A and, as a result, also increased propylene streams in the feed gas mixture of the reaction zone B are associated with this.
  • the latter normally leads to increased residual oxygen flows in the (main) residual gas, which in turn are suitable for burning the increased amounts of hydrogen associated with the increased dehydrogenation conversions in the reaction zone A.
  • the method according to the invention includes a so self-optimizing control mechanism.
  • the hydrogen stream in the reaction gas mixture of reaction zone A at the feed point for the residual gas to be returned to reaction zone A is in an at least stoichiometric ratio to the oxygen stream in the recycled residual gas.
  • the process according to the invention can be used in a corresponding manner if partial ammoxidation of propene to acrylonitrile is carried out in reaction zone B. It is also applicable correspondingly if in the reaction zone A the propane is replaced by isobutane and the resulting isobutene is partially oxidized in the reaction zone B to methacrolein and / or methacrylic acid in a corresponding manner.
  • the dehydrogenation stage consisted of three identical tubular reactors connected in series, which were charged in identical manner with dehydrogenation catalyst.
  • the single tube reactor was a steel tube (stainless steel of DIN material number 1.4841) of length 1300 mm, the wall thickness 3.6 mm and the inner diameter 53.1 mm.
  • the tubular reactors were flowed through from the reaction gas mixture from top to bottom.
  • each tube reactor was a carrier rack made of the same stainless steel.
  • the bottom of the rack was filled with the following load:
  • each of the tube reactors in the sense of an adiabatic distance on a length of 600 mm in two pairs of thermally insulating half-shells (thickness of a half-shell 25 mm) made of MPS-Super G Microtherm in DE, the order 90 ° staggered one above the other were introduced Scheme ⁇ introduced.
  • thermowell a 1370 mm long thermowell was inserted centrally into each reaction tube (outer diameter: 6 mm, inner diameter: 4 mm), into which a multiple thermocouple (from the lower reactor end upwards every 4 cm, a total of 10 measuring points, thickness 3.2 mm) was introduced.
  • the reaction gas mixture was preheated to the inlet temperature of the subsequent tubular reactor and at the same time ideally mixed.
  • the heater tubes stainless steel of DIN material number 1.4841, wall thickness 3.6 mm, inner diameter 53.1 mm
  • the connection between heater and tubular reactors was accomplished by means of thermally insulated stainless steel tubes with standard thermal insulation materials (stainless steel of DIN material number 1.4841, outer diameter 21.3 mm, inner diameter 16.1 mm, length approx. 700 mm).
  • the first dehydrogenation reactor was a reaction gas starting mixture of 395 g / h of crude propane (first propane-containing feed stream), 500 g / h of water and 3649 g / h (total) residual gas as a cycle gas (second propane-containing feed stream) having a temperature of 400 0 C. and fed to a pressure of 2.8 bar.
  • the composition of the crude propane and all other gas compositions was determined by gas chromatography [HP 6890 with Chem-Station, detectors: FID, WLD 1 separating columns: Al 2 O 3 / KCL (Chrompack), Carboxen 1010 (Supelco)] ,
  • this gas was previously condensed out of the gas chromatographic analysis by cooling and, if appropriate, depressurization in a water separator.
  • the uncondensed gas was analyzed and this dry calculated gas (ie, the amount of water vapor contained in the actual gas mixture to be analyzed remained unconsidered) relates to all data.
  • the reaction gas starting mixture was produced in an evaporator, which was upstream of the first heater.
  • the evaporator itself was also designed as a Erhit ⁇ zer. It was 395 g / h gaseous crude propane (65 ° C, 5 bar), 3649 g / h (total) residual gas (cycle gas) (50 0 C, 2.8 bar) and 500 g / h of water (20 0 C , 3 bar).
  • the heating of the evaporator was controlled to a gas mixture exit temperature of 200 0 C.
  • the evaporator was connected to the first heater in a similar manner as the reactors were connected to the heater.
  • the heating of the first heater was controlled so that the gas mixture passed from the evaporator to the first heater left the first heater at a temperature of 400 ° C. (the wall temperature required for this was about 440 ° C.). Then it became the reaction gas starting mixture is passed into the first tubular reactor and further heated in the preheating section thereof to a reaction zone inlet temperature of 423.3 ° C.
  • the temperature of the reaction gas mixture passed through while passing through the ers ⁇ th tubular reactor a maximum (hot-spot temperature referred to) of 549.1 0 C (the details given herein quantitative information relating to the operating condition after 200 hours of operation, in the further course of the operation of the various Tempe ⁇ were followed so that the conversion and the space-time yield related to one-off operation remained essentially constant, and the same was already done during the first 200 operating hours), which gradually increased during the course of the continuous operation of the pilot plant Catalyst deactivation in the flow direction migrated (the migration rate was about 0.03 mm / h).
  • the reaction gas mixture leaving the first dehydrogenation reactor had the following contents:
  • reaction gas mixture by means of the electrical Beauchungs solicitkei ⁇ of the heater (wall temperature ca.480 ° C) and the preheating of the nachfol ⁇ constricting th (third) reaction tube (wall temperature of about 480 0 C) 0 to 464 C (inlet. 3 Reaction zone).
  • the pressure of the reaction gas mixture at this point was 2.5 bar.
  • the total dehydrogenation reaction of the propane was 19.83 mol%.
  • the product gas mixture from the dehydrogenation can also be first cooled by warming the product gas mixture in an indirect heat exchanger (eg in a Rohrbün ⁇ delffleter in cocurrent or in countercurrent) to the dehydrogenating reaction gas starting mixture (to 400 0 C).
  • the envisiongas ⁇ mixture of dehydrogenation cools from about 500 0 C to approximately 200 to 300 ° C from.
  • Further cooling of the product gas mixture of the dehydrogenation stage can take place in that it is used in an indirect heat exchanger to heat up the starting gas mixture for the partial oxidation of the propene produced in the dehydrogenation stage, which will be described below, and / or that it is used for this purpose in the further to be described absorber exhaust gas cooling in the, preferably two-stage, expand the same aus ⁇ equalize by means of expansion turbines, or to compensate by preheating.
  • the product gas mixture is at a temperature of about 180 0 C. Subsequently, by means of air and / or surface water cooler to a tempera ture in the range of 30 0 C to 60 ° C are cooled.
  • the compression was carried out in two stages in order to avoid excessive compression temperatures (this purpose was already served by the previously carried out cooling, and the steam separation additionally relieves the compressor power to be expended).
  • the first stage was compressed to a pressure of 4 to 4.5 bar.
  • the outlet temperature of the gas mixture was about 115 ° C. when leaving the compressor.
  • the second compressor stage was compressed from a pressure of about 4 bar to a final pressure of 10 to 13 bar.
  • the exit temperature when leaving the compressor was about 126 ° C.
  • the absorption column consisted of stainless steel 1.4571.
  • the column inside diameter was 80 mm, the wall thickness was 4 mm and the column length was 1.70 m.
  • the exhaust gas stream conducted from the absorption column for combustion still contained 1700 ppm by volume of propane and 400 ppm by volume of propene.
  • this waste gas stream is conducted into the combustion via an expander (for example an expansion turbine) in order to recover the majority of the compression power used in the two-stage compression and to recycle it into the two-stage compression.
  • the expansion is also carried out in two stages in order to avoid undesired condensation.
  • the mechanical energy obtained during the relaxation can be used both directly as a co-drive or main drive for one of the compressors and / or for the generation of electricity.
  • the expanded absorber off-gas Before the expanded absorber off-gas is conducted for combustion, it may be technically expedient to separate off the hydrogen contained therein. This can e.g. be carried out by passing the exhaust gas through a, usually designed to a tube, membrane, which is Vietnamese ⁇ only for the molecular hydrogentechnik ⁇ casual.
  • the thus separated molecular hydrogen may e.g. be recycled into the heterogeneously catalyzed dehydrogenation or other utilization (for example, in fuel cells) are supplied.
  • the hydrogen separation can also be carried out by partial condensation, adsorption and / or rectification (preferably under pressure, for example as pressure swing adsorption). From an industrial point of view, it is generally expedient to guide the absorber offgas through the sour water to be described below in order to narrow it.
  • the absorbate contained the following contents (wt .-% based on the weight of Absorbat):
  • the absorbate was passed to the head of the subsequent desorption column, it was heated in an indirect heat exchanger to 36 to 37 0 C.
  • the liquid effluent from the desorption column was used, which had a temperature of 37 0 C.
  • the absorbate (this can be carried out, for example, in an inverse pump or mit ⁇ means of a valve) to a pressure of 2.5 to 3 bar relaxed (in the case of the inverse pump thereby released mechanical energy is expedient for recompression of in the desorption column freed absorbent used mit ⁇ ) and led the two-phase mixture produced at the head in the Desorpti ⁇ onskolonne.
  • the absorbent which was removed from the desorption column and essentially freed from desorbed components was cooled by indirect heat exchange with absorbate, compressed to the pressure required in the absorption column, by repeated indirect heat exchange (industrially expedient with surface water) to 30 Cooled 0 C and then returned to the top of the absorption column.
  • the desorption column contained structured sheet metal packings from Montz (Montz BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3 ).
  • Montz Montz BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3
  • the gas stream passed from the desorption column was washed with water. That is, it was passed through a packing element from Montz (Montz BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3 ), in countercurrent to the water (70 l / h) at a temperature of 18 ° C. was given.
  • a catch bottom (chimney tray) attached, from which the aqueous phase could be led out.
  • phase separator In a phase separator, it was separated into an aqueous phase and an organic phase. The very small amount of organic phase was combined with the recirculated to the top of the absorption column absorbent stream. The aqueous phase was recooled and replenished with fresh water (to compensate for evaporation losses) placed back on the packing element. Washing was carried out on the desorption column.
  • the scrubbed gas stream was removed via mechanical drip separators (separated liquid phase is recycled to the scrubbing) with the following contents (if the dehydrogenation conversion in the reaction zone A is higher, the subsequent propene content may also be 8 to 12 vol.
  • the washed gas stream may also contain 15% by volume of propane, 10% by volume of propene and 14.5% by volume of O 2 ):
  • Heat exchange medium used molten salt consisting of
  • Reactor Consists of a double-walled stainless steel cylinder (cylindrical guide tube surrounded by a cylindrical outer container). The wall thicknesses were anywhere from 2 to 5 mm.
  • the inner diameter of the outer cylinder was 168 mm.
  • the inner diameter of the guide tube was about 60 mm.
  • the double-walled cylinder was closed off by a cover or bottom.
  • the contact tube was guided by the cylindrical guide tube in zylind ⁇ rischer container housed so that it was led out at the upper or lower end of the same (sealed) through the lid or bottom in each case by 250 mm.
  • the heat exchange medium was enclosed in the cylindrical container.
  • the heat exchange medium was circulated by bubbling nitrogen into the cylindrical container.
  • the heat exchange medium was conveyed in the cylindrical guide tube from bottom to top, and then in
  • Reactor charge Viewed over the reactor, molten salt and reaction gas mixture were passed in countercurrent. The reaction gas mixture entered the top of the reactor. It was in each case conducted at a temperature of 25O 0 C in the reaction tube.
  • the difference between T and T of was about 2 0 C.
  • Contact tube feed Section A: 50 cm in length (from top to bottom) Prefill made of steatite rings (Steatite C 220 from Ceram.Tec) with the geometry 7 mm x 7 mm x 4 mm (outside diameter x length x inside diameter).
  • Section B 100 cm in length
  • Section C 170 cm in length
  • Section D 50 cm in length
  • Second fixed bed reactor for the step of partial oxidation of acrolein to acrylic acid
  • a fixed bed reactor identical to that used for the first step was used. Salt melt and reaction gas mixture were conducted over the reactor viewed in DC. The salt melt entered at the bottom, the reaction gas mixture eben ⁇ if.
  • the contact tube charge (from bottom to top) was:
  • Section A 20 cm in length
  • Section B 100 cm in length
  • Section C 200 cm in length
  • Section D 50 cm in length
  • the second reactor was loaded with about 3850 g / h of feed gas mixture.
  • T with " tel is as defined for the first fixed bed reactor and was 274 ° C.
  • the propene conversion in the first reactor was 97.7 mol% and the acrolein conversion in the second reactor was 99.4 mol%.
  • the catalysts used in the two reaction stages can also be replaced by the catalysts used in the examples of DE-A 10351269.
  • the catalyst of the first reaction stage can also be replaced by the catalysts of the examples and comparative examples of DE-A 10344149.
  • the catalyst of the second reaction stage can also be replaced by the catalysts of the examples of DE-A 10360057 and DE-A 10360058.
  • the hot product gas mixture (the product gas mixture B) by injection of a quench liquid (containing 57.4 wt .-% diphenyl ether, 20.7 wt .-% diphenyl and 20 wt .-% o-dimethyl phthalate) the temperature of 140 to 150 0 C, which was also used as an absorbent, cooled to about 180 0 C.
  • a quench liquid containing 57.4 wt .-% diphenyl ether, 20.7 wt .-% diphenyl and 20 wt .-% o-dimethyl phthalate
  • the quench liquid was collected, withdrawn and sprayed back into the upper part of the quench vessel via a heat exchanger in which it was recooled.
  • the product gas mixture was fed to the direct cooler immersed in the collected quench liquid.
  • the cooled product gas mixture then flowed into the subsequent absorption column.
  • the cooled product gas mixture was passed into the absorption column above the bottom.
  • the absorption column was 5200 mm long, had an internal diameter of 50 mm and contained Kuehni (CH) Rombopak 9M packages.
  • the absorption column was made of glass and, for reasons of tempering, had a segmented glass double jacket.
  • the absorption column was operated at a top pressure of 1.35 bar.
  • the glass double jacket was divided into five subdivides the separate segments over which the desired temperature profile has been embossed.
  • 3rd segment 950 mm in length, approx. 6O 0 C; 4th segment, 950 mm long, 50-55 ° C;
  • a collecting tray from which water-rich condensate (sour water) was drawn off. It was cooled to 20 0 C via a heat exchanger via the topmost pack in the absorption column recycled and discharged the excess amount (the reaction water) with controlled level. The discharged amount of acid water was fed to a phase separator. The organic phase was fed back into the absorption column via the second packing, and the aqueous phase was disposed of. Immediately below the collecting tray wur- the 3.5 l / h absorption liquid with a temperature of 40 0 C abandoned.
  • water-rich condensate sour water
  • the (main) residual gas was heated to 40 0 C (to exclude unwanted condensation), by means of a compressor KNF Neuberger type PM 17739-1200 (industrially driven by an electric motor turbo compressor, for example of the type 12MH4B, the Fa Mannesmann DEMAG, DE) was compressed to 2.75 bar and recycled as recycle gas fraction (as the first portion of the (total) residual gas) into the reaction zone A to charge the first dehydrogenation reactor.
  • KNF Neuberger type PM 17739-1200 industrially driven by an electric motor turbo compressor, for example of the type 12MH4B, the Fa Mannesmann DEMAG, DE
  • the bottoms discharge (it may first be subjected to stripping as described in DE-A 10336386 with a partial amount of residual gas (preferably previously essentially free of acrylic acid), the stripping gas loaded can then be described as described in DE-A 10336386 recirculated to the absorption column) was passed to the top of a stripping column (50 mm inner diameter, 2000 mm length, made of glass, double jacket for the purpose of tempering (15O 0 C), 20 sieve trays (hole diameter 6.5 mm, triangular division).
  • a stripping column 50 mm inner diameter, 2000 mm length, made of glass, double jacket for the purpose of tempering (15O 0 C), 20 sieve trays (hole diameter 6.5 mm, triangular division).
  • the gas escaping from the sour-water quench was recycled as further propane and unreacted propylene-containing residual gas after compression as a further cycle gas portion (second portion of the (total) residual gas) to feed the first dehydrogenation reactor in the reaction zone A.
  • the (total) residual gas was compressed to a pressure of 4 bar and operated with the thus compressed (total) residual gas as a propulsion jet jet pump, the conveying direction of the propellant jet through a mixing section and a diffuser to 3 bar relaxed propulsion jet in the
  • the first stoker upstream Ver ⁇ steamer and the suction nozzle in the direction of a flow half of the product mixture A had and the connection "suction port - mixing section -Diffusor" the allei ⁇ nige connection between the founded alone of the product mixture A and the first heater upstream evaporator ,
  • the dehydrogenation stage consisted of three identical tubular reactors connected in series, which were charged in identical manner with dehydrogenation catalyst.
  • the single tube reactor was a steel tube (stainless steel of DIN material number 1.4841) with a length of 1300 mm, a wall thickness of 3.6 mm and the inside diameter 53.1 mm.
  • the tubular reactors were flowed through from the reaction gas mixture from top to bottom.
  • each tubular reactor was a tray made of the same stainless steel.
  • the bottom of the rack was filled with the following load:
  • Length (gauss distributed in the range of 3 mm to 12 mm with maximum at about 6 mm): 6 mm, diameter: 2 mm) in the elemental stoichiometry (mass ratios including support) Pto, 3 Sno, 6 La 3t oCso, 5 Ko , 2 (ZrO 2 ) 88 , 3 (SiO 2 ) 7 , 1 (catalyst precursor preparation and activation to the active catalyst as in Example 4 of DE-A 10 219 879).
  • the heater tubes stainless steel of DIN material number 1.4841, wall thickness 3.6 mm, inner diameter 53.1 mm
  • the connection between heater and tubular reactors was accomplished by means of thermally insulated stainless steel tubes with standard thermal insulation materials (stainless steel of DIN material number 1.4841, outer diameter 21.3 mm, inner diameter 16.1 mm, length approx. 700 mm).
  • the first dehydrogenation reactor was a reaction gas starting mixture of 300 g / h crude propane (first propane-containing feed stream), 375 g / h of water and 3768 g / h (total) residual gas as a cycle gas (second propane-containing feed stream) having a temperature of 400 0 C. and a pressure of 2.6 bar absolute supplied (inlichni ⁇ rule operation, the input pressure would be appropriate about 0.5 bar higher selected to account for the increased pressure loss (due to higher flow rates) in the reaction zone A).
  • the composition of the crude propane and all other gas compositions was determined by gas chromatography [HP 6890 with Chem-Station, detectors: FID, WLD, separating columns: Al 2 O 3 / KCL (Chrompack), Carboxen 1010 (Supelco)] ,
  • gas chromatography HP 6890 with Chem-Station, detectors: FID, WLD, separating columns: Al 2 O 3 / KCL (Chrompack), Carboxen 1010 (Supelco)]
  • this was condensed in advance in the gas chromatographic analysis by cooling and, if appropriate, depressurization in a water separator.
  • the uncondensed remaining gas became and analyzed for this dry calculated gas (ie, the amount of water vapor contained in the gas mixture actually analys ⁇ remained unconsidered) relate all information.
  • the reaction gas starting mixture was produced in an evaporator, which was upstream of the first heater.
  • the evaporator itself was also designed as a Erhit ⁇ zer. It was 300 g / h gaseous crude propane (65 ° C, 5 bar), 3768 g / h (total) residual gas (circulating gas) (50 0 C 1 2.8 bar) and 375 g / h of water (2O 0 C. , 3 bar).
  • the heating of the evaporator was controlled to a gas mixture exit temperature of 200 0 C.
  • the evaporator was connected to the first heater in a similar manner as the reactors were connected to the heater.
  • the heating of the first heater was controlled so that the light guided from the evaporator into the first heater gas mixture leaving the first heater with a temperature of 400 0 C (the required to wall temperature was about 44O 0 C). Then, the reaction gas starting mixture was conducted in the first tubular reactor and in the same Vor ⁇ heating line further heated to a reaction zone inlet temperature of 46o C 0.
  • the temperature of the reaction gas mixture passed through while passing through the ers ⁇ th tubular reactor a maximum (hot-spot temperature referred to) of 549.1 0 C (the details given herein quantitative information relating to the operating condition after 200 hours of operation, in the further course of the operation of the various Tempe ⁇ were followed so that the conversion and the space-time yield related to one-off operation remained essentially constant, and the same was already done during the first 200 operating hours), which gradually increased during the course of the continuous operation of the pilot plant Catalyst deactivation in the flow direction migrated (the migration rate was about: 0.03 mm / h).
  • the reaction gas mixture leaving the first dehydrogenation reactor had the following contents:
  • reaction gas mixture by means of the electrical Beauchungs solicitkei ⁇ the heater th (wall temperature of about 54O 0 C) and the preheating zone (about 56o 0 C wall temperature) to 465 ° C (entry 2 the reaction zone) heated the nachfol ⁇ constricting (second) reaction tube ,
  • the pressure of the reaction gas mixture at this point was 2.56 bar.
  • the temperature of Reakti ⁇ underwent onsgasgemischs a maximum of about 560 0 C, which in the course of the continuous loading of the drive test plant as a result of gradual catalyst deactivation in the direction of flow migrated (the migration rate was approximately 0.1 mm /H).
  • the reaction gas mixture leaving the second dehydrogenation reactor had the following contents:
  • reaction gas mixture by means of the electrical Beauchungs solicitkei ⁇ the heater th (wall temperature of about 54O 0 C) and the preheating of the nachfol ⁇ constricting (third) reaction tube (wall temperature of about 540 0 C) was heated to 521 0 C (inlet 3. Reaction Zone) , The pressure of the reaction gas mixture at this point was 2.52 bar.
  • the product gas mixture from the dehydrogenation can also be first cooled by warming up the reaction gas starting mixture to be fed to the dehydrogenating step with the product gas mixture in an indirect heat exchanger (eg in a coiled-tube heat exchanger in cocurrent or countercurrent heat) a temperature in the range of 350 to 450 0 C).
  • the product gas mixture of the dehydrogenation stage cools to a corresponding extent from the high outlet temperature of the dehydrogenation stage (for example from 450 to 55O 0 C) to about 200 to 300 ° C.
  • Further cooling of the product gas mixture of the dehydrogenation stage can take place in that it is used in an indirect heat exchanger to heat up the starting gas mixture for the partial oxidation of the propene produced in the dehydrogenation stage, which will be described below, and / or that it is used for this purpose in the further to be described absorber exhaust gas cooling in the, preferably two-stage, expand the same aus ⁇ equalize by means of expansion turbines, or to compensate by preheating.
  • the product gas mixture is at a temperature of about 18O 0 C. Subsequently, by means of air and / or surface water cooler to a tempera ture in the range of 30 0 C to 60 0 C are cooled.
  • Integrated into the cooler or downstream of this drop collect the condensed out water on cooling and lead it to standstill disposal.
  • the compression was carried out in two stages in order to avoid excessive compression temperatures (this purpose was already served by the previously carried out cooling, and the steam separation additionally relieves the compressor power to be expended).
  • the first stage was compressed to a pressure of 4 to 4.5 bar.
  • the outlet temperature of the gas mixture when leaving the compressor was about 115.degree.
  • the second compressor stage was compressed starting from a pressure of about 4 bar to a final pressure of 10 bar (here, if necessary, can be compressed to a pressure of up to 13 bar and more).
  • the exit temperature when leaving the compressor was about 126 ° C.
  • the absorption column consisted of stainless steel 1.4571.
  • the column inside diameter was 80 mm, the wall thickness was 4 mm and the column length was 1.70 m.
  • the exhaust gas stream conducted from the absorption column for combustion still contained 950 ppm by volume of propane and 250 ppm by volume of propene.
  • this waste gas stream is conducted into the combustion via an expander (for example an expansion turbine) in order to recover the majority of the compression power used in the two-stage compression and to recycle it into the two-stage compression.
  • the expansion is also carried out in two stages in order to avoid undesired condensation.
  • the mechanical energy obtained during the relaxation can be used both directly as a co-drive or main drive for one of the compressors and / or for the generation of electricity.
  • the expanded absorber off-gas Before the expanded absorber off-gas is conducted for combustion, it may be technically expedient to separate off the hydrogen contained therein. This can be done, for example, by passing the exhaust gas over a membrane, which is usually designed into a tube, which is permeable only to the molecular hydrogen.
  • the molecular hydrogen separated in this way can be recycled, for example, into the heterogeneously catalyzed dehydrogenation or fed to another utilization (eg in fuel cells).
  • the hydrogen separation can also be carried out by partial condensation, adsorption and / or rectification (preferably under pressure). From a technical point of view, it is generally expedient to guide the absorber offgas through the sour water to be described below in order to narrow it.
  • the absorbate contained the following contents (wt .-% based on the weight of Absorbat):
  • the absorbate (this can be carried out, for example, in an inverse pump or mit ⁇ means of a valve) to a pressure of 2.7 bar relaxed (in the case of the inverse pump thereby released mechanical energy is expedient for recompression of in the desorption freed absorbent mit ⁇ used) and the two-phase mixture thus produced at the head in the Desorpti ⁇ onskolonne.
  • the desorption column contained structured sheet metal packings from Montz (Montz BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3 ). To retain absorbent was the from the desorption column (optionally via a mechanical Tropfenab ⁇ separator) guided gas stream washed with water. That is, it was replaced by a Pa ⁇ ckungselement Fa. Montz (Monte BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3) out (l / h 70) auf ⁇ the water with a temperature of 18 0 C in a countercurrent was given. Below the package was a catch bottom (chimney tray) attached, from which the aqueous phase could be led out.
  • Montz Montz BSH-750, specific surface area 750 m 2 / m 3
  • phase separator In a phase separator, it was separated into an aqueous phase and an organic phase. The very small amount of organic phase was combined with the recirculated to the top of the absorption column absorbent stream. The aqueous phase was recooled and replenished with fresh water (to compensate for evaporation losses) placed back on the packing element. Washing was carried out on the desorption column.
  • the scrubbed gas stream was removed from the scrubbing section by means of mechanical dropletizers (separated liquid phase is recycled to the scrubber) with the following contents (if the dehydrogenation rate in reaction zone A is higher, the subsequent propene content can also be from 8 to 12 vol.
  • the washed gas stream may also contain 15% by volume of propane, 10% by volume of propene and 14.5% by volume of O 2 ):
  • Heat exchange medium used molten salt consisting of
  • Reactor Consists of a double-walled stainless steel cylinder (cylindrical guide tube surrounded by a cylindrical outer container). The wall thicknesses were anywhere from 2 to 5 mm.
  • the inner diameter of the outer cylinder was 168 mm.
  • the inner diameter of the guide tube was about 60 mm.
  • the double-walled cylinder was closed by a cover or bottom.
  • the contact tube guided by the guide tube, was accommodated in the cylindrical container in such a way that at the upper or lower end of the same (sealed) it led out by the cover or base by 250 mm in each case.
  • the heat exchange medium was enclosed in the cylindrical container.
  • the heat exchange medium was circulated by bubbling nitrogen into the cylindrical container.
  • the outer container to flow back down (a circulation of the same quality can also be achieved by pumping (eg propeller pumps) the).
  • pumping eg propeller pumps
  • the temperature of the heat exchange medium could be controlled to the desired level. Otherwise, there was air cooling.
  • Reactor charge Viewed over the reactor, molten salt and reaction gas mixture were passed in countercurrent. The reaction gas mixture entered the top of the reactor. It was in each case conducted at a temperature of 25O 0 C in the reaction tube.
  • the difference between T and T of ei ⁇ was about 2 0 C.
  • Contact tube feed Section A: 50 cm in length (from top to bottom) Prefill made of steatite rings (Steatite C 220 from Ceram.Tec) with the geometry 7 mm x 7 mm x 4 mm (outside diameter x length x inside diameter).
  • Section B 100 cm in length
  • Section C 170 cm in length
  • Section D 50 cm in length
  • Second fixed bed reactor for the step of partial oxidation of acrolein to acrylic acid
  • a fixed bed reactor identical to that used for the first step was used. Salt melt and reaction gas mixture were conducted over the reactor viewed in DC. The salt melt entered at the bottom, the reaction gas mixture eben ⁇ if.
  • the contact tube charge (from bottom to top) was:
  • Section A 20 cm in length
  • Section B 100 cm in length
  • Section C 200 cm in length
  • Section D 50 cm in length
  • the second reactor was charged with approximately 3607 g / h of feed gas mixture.
  • T with " tel is as defined for the first fixed bed reactor and was 284 ° C.
  • the propene conversion in the first reactor was 98.0 mol% and the acrolein conversion in the second reactor was about 99.8 mol%.
  • product gas mixture B The contents of the second fixed bed reactor at a temperature of 281 0 C and ei ⁇ nem pressure of 1.8 bar leaving product gas mixture (product gas mixture B) were:
  • the catalysts used in the two reaction stages can also be replaced by the catalysts used in the examples of DE-A 10351269.
  • the catalyst of the first reaction stage can also be replaced by the catalysts of the examples and comparative examples of DE-A 10344149.
  • the catalyst of the second reaction stage can also be replaced by the catalysts of the examples of DE-A 10360057 and DE-A 10360058.
  • the partial oxidation can be carried out as a high-load process, as described in DE-A 10313210, DE-A 10313213, DE-A 10313212, DE-A 10313211, DE-A 10313208, DE-A 10313209 and US Pat DE-A 10313214 and the prior art appreciated in these documents.
  • the hot product gas mixture stream (the product gas mixture B) was cocurrently charged (after combination with the stripping gas stream described below) by injecting a quench liquid (containing 57.4% by weight of diphenyl ether, 20.7% by weight).
  • a quench liquid containing 57.4% by weight of diphenyl ether, 20.7% by weight.
  • DMP o-dimethyl phthalate
  • high boilers eg acrylic acid oligomers
  • the unevaporated quench liquid was collected, taken off and sprayed back into the upper part of the quench vessel via a heat exchanger in which it was returned to flow temperature.
  • the product gas mixture stream B (combined with the loaded stripping gas) and the quench liquid atomized to jets were fed in parallel to the direct cooler.
  • the cooled product gas mixture stream B then flowed into the subsequent absorption column.
  • high-boiling by-products accumulated, which had to be discharged.
  • the cooled product gas mixture B was fed into the absorption column above the sump and below the first packing;
  • the absorption column (without sump) was 5420 mm long, had an inner diameter of 50 mm and contained Kuehni (CH) Rhombopak 9M packages for a total of 3.3 m in length.
  • the absorption column was made of glass and, for reasons of tempering, had a segmented glass double jacket.
  • a pressure decoupling valve was installed (a ein ⁇ adjustable throttle), with the help of a pressure loss across the absorption column (as he would occur on an industrial scale) of 100 to 300 mbar could be simulated.
  • the absorption column was operated at a top pressure of 1.30 bar and a bottom pressure of 1.40 bar.
  • the bottom temperature was about 113 0 C.
  • the Glasdoppelman ⁇ tel was divided into five consecutive separately operated segments over which the absorption column was impressed, the following temperature profile. This segmentation was also followed by the internal structure of the absorption column.
  • the segments had the following temperatures from bottom to top (their thermostatting was carried out in each case by means of circulated water, or in the 1st segment with heat transfer oil of the corresponding temperature) and were designed as follows:
  • 1st segment 1020 mm in length (beginning at the feed point of the envision ⁇ gas mixture B starting), 113 ° C, 0.4 m rhombopak between the immediately above the bottom of the absorption column feed point of the product gas mixture B and the feed point of from Bottom of the column continuously removed and recultured in the column (at about 113 0 C, in an amount of about 200 l / h) Sumpfflüs ⁇ sity and 0.6 m rhombopak above thismidststelle. The distance between the two rhombopaks was about 2 cm.
  • Segment 1250 mm length, 20 0 C, 0.6 m rhombopak between the catch bottom placed immediately above the absorbent feed in the 4th segment for the drainage of the sour water (described below) and the point of application of recirculated sour water at the top of the off ⁇ Sorptionskolonne.
  • the resulting mixture was continuously discharged into a glass phase separating vessel (7.5 liter volume, 150 mm diameter), which was also kept at ambient temperature, by free overflow.
  • the overflowed liquid mixture separated into two liquid phases, with short-chain acid Maukomponen ⁇ th (eg acetic acid) preferably in the specific lighter aqueous phase and acrylic acid preferably in the specific heavier organic phase.
  • the organic phase is combined by means of a diaphragm metering pump with the positively conveying gros ⁇ sera partial stream of the low-loaded absorbent and this Automat ⁇ current (about 3.0 l / h, 4O 0 C) as directly below the collecting tray as already described Sauerwasser ⁇ Absorptionsstoffmaschinendstrom fed to the absorption column.
  • the (main) residual gas was heated to 40 0 C (to exclude unwanted condensation), by means of a membrane compressor (groß ⁇ technically driven by an electric motor turbo compressor, for example, the type 12MH4B, the company Mannesmann DEMAG, DE) on 2.70 bar compressed and about
  • a membrane compressor groß ⁇ technically driven by an electric motor turbo compressor, for example, the type 12MH4B, the company Mannesmann DEMAG, DE
  • the vacuum distillation unit consisted of a mirrored and vacuum insulated glass column (pure column) with 50 mm inner diameter and 4000 mm length.
  • the absolute pressure in the sump was about 230 mbar, the head pressure was 100 mbar.
  • 52 Nl / h of air were supplied above the bottom level.
  • the adsorbent largely free of acrylic acid, was withdrawn in a level-controlled manner and passed as the lowest loaded total absorbent stream to the already described stainless steel pressure washing column, wherein the pressure increase of the bottom circulation pump of the clean column was used for discharge from the vacuum.
  • the least loaded absorbent contained:
  • the crude acrylic acid obtained as a target product can, as in document EP-A 616998 (observing the teachings of EP-A 912486) or as described in DE-A 19606877 (the mother liquor recycling can in the absorption and / or in the pure column into it) or, as described in document EP-A 648732, further purified by crystallization or rectification to give pure acrylic acid which can then be radically polymerized in a manner known per se for the preparation of water-absorbing superabsorbent polymers.
  • Both the recovered crude acrylic acid and the Pure polyacrylic acid are outstandingly suitable for the preparation of esters of acrylic acid, for example for the preparation of alkyl acrylates.
  • the reaction zone B consists of two parallel operated tandem reactor systems (reactor lines), each of which, like the tandem reactor system, is constructed from the embodiment of DE-A 103 51 269 and charged with catalyst. Each of the two reaction lines is charged with 61022 Nm 3 / h of the aforementioned reaction gas starting mixture.
  • the intermediate air supply between the two partial oxidation stages per road is 11200 Nm 3 / h. In both partial oxidation stages, reaction gas and molten salt are considered to flow countercurrently over the reactor.
  • the loading of the first reaction stage with propylene is about 110 NI / lh.
  • the inlet temperature of the salt bath in the first reaction stage is 346 0 C
  • the outlet temperature of the salt bath Aus ⁇ from the first reaction stage is 349 0 C.
  • the temperature of the salt bath Ein ⁇ occurs in the second reaction stage is 272 ° C.
  • the temperature of the salt bath Austritts ⁇ from the second reaction stage is 275 0 C.
  • the Reakti ⁇ onsgasausgangsgemisch the first stage reactor was 300 0 C is supplied.
  • the gas inlet temperature in the second reaction stage is 230 0 C.
  • the inlet pressure into the first reaction stage is 1.9 bar.
  • the inlet pressure in the second reaction stage be ⁇ 1, 4 bar.
  • the propylene conversion in the first reaction stage is 97 mol% (based on a single pass).
  • the acrolein conversion in the second reaction stage is 99.3 mol% (based on a single pass).
  • the two product gas mixtures leave the two second partial oxidation stages at a temperature of 275 ° C. They are combined to a total flow of 145000 Nm 3 / h, the following, based on its total, contents, has:
  • Methacrylic acid 0.01% by weight, methacrolein 0.015% by weight,
  • Phthalic anhydride 0.001% by weight
  • the product gas mixture B is fed into a direct cooler of conventional design with a diameter of 2.6 m and a height of 14.5 m, which is made of austenitic steel (material 1.4571).
  • a direct cooler of conventional design with a diameter of 2.6 m and a height of 14.5 m, which is made of austenitic steel (material 1.4571).
  • the cooling medium is conducted in direct current to the product gas mixture B to be cooled and fed into the direct condenser via a baffle plate.
  • the cooled product gas mixture B is fed together with the non-evaporated Ab ⁇ sorbent in the bottom of the subsequent absorption unit.
  • the absorption unit is designed as a tray column with 45 valve trays (with the valve covers of the individual valves not mounted) and 3 chimney trays and is operated with a top pressure of 1, 2 bar.
  • An embodiment with sieve trays or rain sieve trays as separation-effective internals in the tray column is also conceivable.
  • the lowest bottom of the absorption column is aus ⁇ out as a double-walled fireplace. Below this bottom, the gas mixture leaving the product gas direct cooling is separated from the absorbent not evaporated in the cooling device.
  • the direct cooling leaving mixture of non-vaporized absorbent and product gas mixture is fed with a tangential pulse in the absorption column.
  • a cyclone ring prevents a direct drop of debris in the chimneys of the lowest soil.
  • the bottom temperature of the absorption unit is 162.7 0 C. From the bottom of the absorption unit 1067 m 3 / h with the following Caribbeanset ⁇ bottoms liquid withdrawn Zung:
  • Diphyl (mixture of diphenyl and diphenyl ether in a weight ratio of 2.8: 1) 54.27% by weight, dimethyl phthalate 36.97% by weight, diacrylic acid 0.95% by weight, acrylic acid 4.75% by weight .
  • Phthalic anhydride 0.1% by weight, Benzoic acid 1, 87% by weight,
  • the bottom liquid (liquid outlet of the absorption unit) is predominantly recycled as coolant with the aid of a centrifugal pump into the direct cooling of the product gas mixture B.
  • a partial amount of 0.3%, based on the total amount, is taken off and fed to a distillation unit.
  • the feed of the fresh or lightly loaded absorbent into the absorption column takes place on the 34th tray from below, immediately below the third tray.
  • This feed of lightly loaded absorbent consists of a polymerization inhibitor-containing substream of 86.6% by weight, based on the total feed amount, which originates from the scrubbing unit to be described below which is used for circulating gas scrubbing, and from a substream of 13.4% by weight. -% related to the total feed from the extraction of acid water.
  • the temperature of the feed stream is 51, 9 0 C.
  • the absorption unit 1728 m 3 / h of the absorbent laden with acrylic acid (the absorbate) are removed from the lowermost tray of the absorption unit, which is formed as a catch bottom (chimney tray) (as a further liquid outlet of the absorption column).
  • the extraction temperature is 119.6 0 C.
  • the abveragingene a centrifugal pump absorbate contains the following components (the proportions are based on the total quantity related Ge):
  • Formaldehyde 0.001% by weight, allyl acrylate 0.005% by weight,
  • Methacrylic acid 0.07% by weight.
  • the heat dissipated in the first heat exchanger designed as a shell-and-tube heat exchanger is used for partial evaporation of the acid water produced in the condensation unit to be described later.
  • the outlet temperature of this heat exchanger leaving absorbate is 113.3 0 C.
  • the further cooling of the absorbate to the inlet temperature of the return is carried out in air coolers.
  • the floors between the first chimney floor up to this inlet floor are designed as 4-valve valve floors (steel W12 without cover). The distance between two floors is 0.7 m.
  • the trays above this inlet floor up to the 13th floor are counted from below as 2-flow valve trays (steel W12 without cover) and are mounted at a distance of 0.5 m.
  • the withdrawn stream of the second catch bottom is also fed with the acrylic acid-containing low-boiler stream taken off via the top of the rectification unit to be described below. Furthermore, this point is also suitable for the feed-in of streams containing acrylic acid, such as raw acrylic acid or acrylic acid-containing material streams, which are not suitable for the specification from other process stages, such as from the pure acrylic acid production by distillation or crystallization.
  • the trays above the 19th tray, counted from the bottom to the feed point of the fresh or slightly loaded absorbent into the absorption column, are designed as 2-flow valve trays (steel W12 without lid) with a spacing of 0.5 m between each tray ,
  • Above the 34th floor counted from below is a third designed as a double-walled fireplace ground catch bottom.
  • the Kondensa ⁇ tion unit is designed as direct cooling and contains ten 2-valve valve trays (steel W12 without cover), which have a distance of 0.5 m from each other.
  • condensed aqueous low-boiling fraction is withdrawn at the third collecting bottom. 2 wt .-% based on the total withdrawn at the third collecting base amount of sour water condensate are discharged at a temperature of 45 0 C and fed to a sour water extraction.
  • the discharged sour water has essentially the following contents:
  • Phthalic anhydride 0.01% by weight, phenothiazine 0.007% by weight
  • Methacrylic acid 0.05% by weight, methacrolein 0.005% by weight,
  • the residual gas stream (circulating gas) remaining in the acid water condensation is passed out of the column via a demister and overheated by 6 K in a shell-and-tube heat exchanger. This avoids possible condensation in the exhaust gas lines.
  • This residual gas stream is compressed by an electrically driven turbo-compressor to a pressure of 3.3 bar.
  • the absorbent discharged effectively from the lowermost catch bottom of the absorption unit is fed to a desorption unit in order to keep it in this desorbing unit. liberate low-energy components.
  • the absorbate is first heated in a steam beauch ⁇ th tube heat exchanger to 130 0 C and then fed to a desorption column at the same head. In this case, sprayed through nozzles 5 wt .-% Ab ⁇ sorbate, based on the total amount of the desorption column supplied Absorbats used to moisten the column walls, the manhole and the Kolonnen ⁇ hood.
  • rain screen floors are used in the desorption column 38 on which breakwaters are mounted.
  • the hole diameter of the trays is 30 mm from bottom 1 counted from below to the bottom 9, 25 mm at the bottom 10 and 20 mm from bottom 11 to the top of the column.
  • the ground clearance between the individual floors is 0.5 m.
  • the top pressure of the desorption column is 1.83 bar.
  • the desorption column is a partial stream of the residual gas stream from the head of the absorption unit, after it has been washed in the wash column to be described, fed directly into the bottom.
  • the stripping gas is in this case before Ein ⁇ occurs in the desorption column, with a partial flow of the lonne at the bottom of Desorptionsko ⁇ extracted and heated in the evaporator bottoms liquid mixed and preheated in a tubular heat exchanger at 120 0 C.
  • the partial flow of the bottom liquid which is mixed with the stripping gas is 9% by weight, based on the total amount of withdrawn bottoms liquid.
  • this mixing with heated bottom liquid can also be dispensed with.
  • the acrylic acid-laden absorbent obtained in the column bottom of the desorption column contains:
  • Acrylic acid 17.1% by weight, acetic acid 0.04% by weight,
  • Phthalic anhydride 0.1% by weight, benzoic acid 1, 5% by weight,
  • Methacrylic acid 0.06% by weight, Benzaldehyde 0.62 wt .-% and
  • the forced circulation evaporators are removed from the bottom of the column sump liquid having a temperature of 131, 5 0 C and heated to 150 0 C.
  • the stripping gas charged at the top of the desorption column and charged with low-boiling components is returned to the direct cooler used for cooling the product gas mixture B.
  • the recirculated laden stripping gas also contains the fluiditribidity of the topmost bottom of the desorption column and contains essentially the following constituents:
  • the partial stream taken from the desorption unit after the forced circulation evaporators which consists mainly of acrylic acid, diphyl and dimethyl phthalate, is passed into a rectification unit comprising a reinforcing part and a driven part.
  • the rectification unit consists of 43 rain screen floors on which breakwaters are mounted, the floors having different hole diameters: 50 mm from the 1st floor from the bottom to the 10th floor, 25 mm from the 11th floor to the 13th floor and 14 mm from the 14th Floor to the top floor.
  • the distance between each floor is 0.4 m.
  • the distance between 8th and 9th floor counted from the bottom is 1 m.
  • the column is operated at a top pressure of 106 mbar.
  • the feed of the loaded absorbent which is partly freed of low boilers in the desorption unit, is counted from below via a ring pipe with a plurality of nozzles on the 8th tray.
  • the heat supply in the bottom of the column via two parallel operated outside lying circulating evaporator with forced circulation.
  • the bottom temperature of the rectification unit is typically 188 ° C.
  • the high-boiling fraction condensing into the bottom of the rectification column contains essentially the following constituents:
  • the bottoms liquid taken from the rectification unit and containing the high-boiling absorption agent is discharged to 83% by weight, based on the feed to the rectification unit, and partly via a heat exchanger in attributed to the bottom region of the rectification column.
  • the discharged high-boiling fraction is added via a solids separator (cyclone) and, if appropriate, by fresh absorption medium (diphyl and dimethyl phthalate), and fed to the washing unit.
  • a small partial flow of 1.2% by weight, based on the total amount of discharged bottom liquid, is fed to the bottom region of the absorption.
  • the withdrawn crude acrylic acid is cooled to 25 ° C. by means of two heat exchangers connected in series. From the withdrawn crude acrylic acid, 15.5% by weight, based on the feed, are discharged into the rectification column and a smaller part stream is used as solvent for the polymerization inhibitor.
  • the cooling of the light-ends stream separated off at the top of the rectification column takes place in two stages through two direct coolers. Both stages are designed as a DC quench, wherein the condensate of the first stage has a temperature of 52 0 C and the condensate of the second stage has a temperature of 24.5 0 C.
  • the vapor line of the second condensation stage leads to the vacuum unit.
  • two liquid ring pumps are operated in parallel, wherein according to DE-A-10143565 as Sperr ⁇ liquid, the condensate from the second condensation stage is used.
  • the liquid phase primarily the ring liquid, is separated from the noncondensable portions which form the off-gas of the rectification unit. This has essentially the following composition: Nitrogen 48% by weight,
  • the exhaust gas of the rectification unit is burned together with other production residues. At high propane contents of this vacuum exhaust gas, however, it is also conceivable to recycle this stream into the absorption.
  • the low boiler stream separated off at the top of the rectification column contains essentially the following components:
  • Acrolein 0.001% by weight 0.001% by weight.
  • a partial stream of the liquid withdrawn as low-boiling fraction of 47.6 wt .-% based on the feed to the rectification column is used as reflux, which is fed through a plurality of nozzles.
  • a small part is also used to spray the column hood and the vapor line with inhibitor-containing condensate by means of nozzles.
  • 1.3% by weight of the low-boiling fraction, based on the feed to the rectification column, is discharged and returned to the absorption unit as described there.
  • the polymerization inhibitor used is phenothiazine.
  • the inhibitor is prepared as a solution with an inhibitor concentration of 1.1% by weight in the crude acrylic acid removed via side draw as described and continuously added to the condensed low boiler reflux and the condensates of the two direct cooling stages of the rectification unit.
  • the solid stabilizer is metered in the form of dandruff or pellets via screw conveyors in the stabilizer preparation tank.
  • the wash column is operated at a top pressure of 3 bar.
  • As separating internals Regensiebböden are used with a hole diameter of 30 mm det. 30 of these floors are mounted with a ground clearance of 0.4 m.
  • the washing liquid used is the bottoms liquid from the rectification unit. The washing liquid is charged at the top of the wash column at a temperature of 50 0 C. Below the lowermost tray in the coming from the absorption unit cycle gas is fed after it has been cooled to the inlet temperature of 50 0 C.
  • the supplied circulating gas amount is 37% by weight of the amount of scrubbing liquid supplied.
  • the liquid obtained in the bottom of the column contains essentially the following components:
  • the bottoms liquid obtained in the washing unit is discharged and divided into two parts in a weight ratio of 7.2: 1.
  • the larger part of the stream is introduced into the absorption column as described, while the small part of the stream of acid water extraction is supplied.
  • the washed cycle gas essentially contains the following constituents:
  • the washed circulating gas is passed as a stripping gas into the described desorption unit.
  • the sour water condensate from the absorption unit is extracted from the washing unit in an extraction unit with the part of the liquid drain supplied to it.
  • the extraction unit consists of a stirred tank with a two-stage impeller agitator and a horizontal settling tank. Inlet and outlet in settling tank are separated by internals transverse to the flow direction.
  • the faithfuls ⁇ temperature of the sour water condensate into the extraction unit is 45 0 C.
  • the mass ratio of amount bottoms outflow of the washing unit and sour water from the sour water condensation is 0.8: 1.
  • the aqueous extract obtained in the extraction unit absorbs from the bottom effluent of the washing unit polar constituents such as diacrylic acid (Michael adduct) and maleic anhydride, the latter being hydrolyzed in the process. It essentially contains the following components:
  • Phthalic anhydride 0.01-0.1% by weight.
  • the discharged aqueous phase is burned together with the other angles ⁇ residues. Prior to its combustion, the sour water is partially evaporated. The heat required for this purpose is taken over the tube bundle heat exchanger of the absorption unit, which cools condensate there as described on the first collecting base.
  • the organic phase (the raffinate) obtained in the extraction unit contains essentially the following components:
  • Acrylic acid 1 1 wt .-%
  • the discharged organic phase is fed into the absorption unit as described there.
  • the described subset of the bottom outlet of the absorption unit is fed to a desiltration unit and in this by heating in a high boiler fraction and a low boiler fraction separated.
  • the distillation unit is carried out in one stage and is operated at a pressure of 90 mbar.
  • a technical embodiment in a distillation column with the skilled person known separating active internals is also conceivable.
  • the heat is supplied via an external forced circulation evaporator.
  • the overheating of the circulating liquid is there 5 K.
  • a temperature of 188 0 C is established.
  • a partial amount is taken out and, after dilution with a suitable diluent (for example, dimethylformamide or methanol) is burnt together with other production residues.
  • a suitable diluent for example, dimethylformamide or methanol
  • the high boiler fraction contains essentially the following components:
  • Phthalic anhydride 0.3% by weight, benzoic acid 1% by weight,
  • the low boiler fraction converted to the vapor phase in the distillation unit is cooled and condensed by a combination of direct and indirect cooling.
  • already condensed low boiler fraction is sprayed in the vapor of the distillation unit and cooled together with the uncondensed vapor by means of a Rohrbün ⁇ del laminate (2004) and sprayed the cooled liquid above the bathtau ⁇ shear in the vapor.
  • the leaves the cooler stream has a temperature-temperature of 52 0 C and is separated in a vessel in gas and liquid phase.
  • the liquid low-boiling fraction obtained in the distillation unit contains essentially the following components:
  • the liquid low-boiling fraction is sprayed as described above half of the tube bundle heat exchanger as described. 98.2% by weight of the liquid withdrawn as low-boiling fraction, based on the feed quantity fed to the distillation unit, is discharged and returned to the absorption unit below the first chimney tray.
  • the exhaust gas leaving the distillation unit in gaseous form contains essentially the following components:
  • Phthalic anhydride 0.01% by weight
  • the crude acrylic acid obtained can be further processed in a manner known per se in further process stages to give a pure acrylic acid.
  • Suitable for this purpose is a one-stage or, in the case of a crude acrylic acid with significant proportions of strictlysie ⁇ denden secondary components, a two-stage distillation process with prior aldehyde treatment by at least one primary amino group-containing compound (such as hydrazine or Aminoguanidinhydrogencarbonat) according to the teachings of EP-A 270 999th , EP-A 648 732, as well as a crystallisative method according to the teachings of EP-A 616 998, EP-A 792 867, EP-A 1 189 861 and WO 98/01404.
  • primary amino group-containing compound such as hydrazine or Aminoguanidinhydrogencarbonat
  • the pure acrylic acid is obtained in a crystallizing process stage, such as a layer crystallization, then, in addition to the pure acrylic acid, an acrylic acid-containing mother liquor / acid stream is obtained which, as described above, can be recycled to the absorption unit to obtain the crude acrylic acid ,
  • the content of CO 2 of the reaction gas mixture leaving the third dehydrogenation reactor dropped from 3.25% by volume to 1.6% by volume.
  • this procedure according to the invention could be operated over a period of 7500 operating hours essentially without appreciable impairments.
  • Described here is the stationary operating state.
  • a shaft furnace reactor designed as a horde reactor and adiabatically has, as the first section of a reaction zone A, two catalyst beds arranged one behind the other in the flow direction, each being charged as a fixed bed with a dehydrogenation catalyst according to Comparative Example 1. Before each fixed bed is a static gas mixer. The first catalyst bed in the direction of flow is fed with a starting reaction gas mixture which is composed as follows:
  • the temperature of the crude propane is such that the temperature of the reaction onsgasausgangsgemischs is 560 0 C.
  • the reaction gas starting mixture amount is 141630 Nm 3 / h, with the following contents:
  • the pressure of the starting reaction gas mixture before the entrance into the first catalyst bed is 2.75 bar.
  • the bed height of the first catalyst bed through which the reaction gas starting mixture flows is such that the reaction gas mixture leaves this fixed bed of catalyst at the following contents:
  • the leaving amount is 146533 Nm 3 / h.
  • the leaving temperature is 500 0 C and the leaving pressure is 2.65 bar.
  • the in the first catalyst bed adjusting propane conversion is 11, 8 mol% of the supplied propane.
  • first half of the molecular hydrogen contained in the reaction gas mixture is burned to water with the molecular oxygen added in the form of air.
  • the action Re ⁇ heated gas mixture to 550 0 C.
  • catalytic dehydrogenation is carried out heterogeneously catalyzed propane.
  • the bed height of the second fixed catalyst bed is dimensioned such that the Reakti ⁇ onsgasgemisch second fixed catalyst bed with a temperature of 513 0 C and a pressure of 2.55 bar with the following contents in an amount of 154,746 Nm 3 / h leaves:
  • the supply of the total residual gas is carried out according to the principle of a run with this Automat ⁇ residual gas jet as a propulsion jet, wherein the conveying direction of the relaxed by a motive nozzle via a mixing section and a diffuser propellant jet into the second section of the reaction zone A and the suction of the suction in the direction of the mixture from molecular hydrogen and product gas mixture A * points.
  • the resulting reaction gas mixture A * flows in an amount of 267538 Nm7h and with a temperature of 536 ° C and a pressure of 2.85 bar in a second shaft furnace reactor, which forms the second section of the reaction zone A, is also designed adiabatic and a fixed catalyst bed contains, which is also charged with the dehydrogenation catalyst according to Comparative Example 1. It has the following contents:

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Abstract

Ein Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acrylsäure oder deren Gemisch aus Propan, bei dem man das Propan zunächst heterogen katalysiert zu Propen dehydriert, Nebenkomponenten abtrennt und das verbleibende Propan und Propen enthaltende Gasgemisch der heterogen katalysierten Partialoxidation zu Acrolein, oder Acrylsäure, oder deren Gemisch als Zielprodukt unterwirft, aus dem Produktgasgemisch Zielprodukt abrennt und das dabei verbleibende, überschüssigen Sauerstoff und nicht umgesetztes Propan enthaltende, Restgas in die Propandehydrierung so rückgeführt, dass an der Rückführstelle das der Dehydrierung ansonsten zugeführte Propan bereits teilweise dehydrierend umgesetzt ist.

Description

Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acrylsäure oder deren Gemisch aus Pro- pan
Beschreibung
Vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acryl¬ säure oder deren Gemisch aus Propan, bei dem man
A) einer ersten Reaktionszone A wenigstens zwei gasförmige, Propan enthaltende Zufuhrströme zuführt, von denen wenigstens einer Frischpropan enthält, und in der Reaktionszone A ihr so zugeführtes Propan einer heterogen katalysierten Dehydrierung unterwirft, wobei ein Propan und Propylen enthaltendes Produkt¬ gasgemisch A erhalten wird,
B) aus der Reaktionszone A Produktgasgemisch A herausführt und in einer ersten Trennzone A von den im Produktgasgemisch A enthaltenen, von Propan und Propylen verschiedenen, Bestandteilen wenigstens eine Teilmenge abtrennt, und dabei verbleibendes, Propan und Propylen enthaltendes, Produktgasgemisch A'
C) in einer zweiten Reaktionszone B zur Beschickung wenigstens eines Oxidations- reaktors verwendet und in dem wenigstens einen Oxidationsreaktor das im Pro¬ duktgasgemisch A' enthaltene Propylen einer (selektiven) heterogen katalysier¬ ten Gasphasenpartialoxidation mit molekularem Sauerstoff zu einem Acrolein, oder Acrylsäure, oder deren Gemisch als Zielprodukt sowie überschüssigen mo- lekularen Sauerstoff enthaltenden Produktgasgemisch B unterwirft,
D) aus der Reaktionszone B Produktgasgemisch B herausführt und in einer zweiten Trennzone B im Produktgasgemisch B enthaltenes Zielprodukt abtrennt und von dem dabei verbleibenden, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden Restgas wenigs¬ tens eine nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltende Teilmenge als einen der wenigstens zwei Propan enthaltenden Zufuhrströme in die Reaktionszone A rückführt.
Acrylsäure ist eine bedeutende Grundchemikalie, die unter anderem als Monomer zur Herstellung von Polymerisaten Verwendung findet, die beispielsweise in disperser Ver¬ teilung in wässrigem Medium befindlich als Bindemittel angewendet werden. Acrolein ist ein bedeutendes Zwischenprodukt, beispielsweise für die Herstellung von Glutardi- aldehyd, Methionin, Folsäure und Acrylsäure.
Das in der Präambel dieser Schrift beschriebene Verfahren zur Herstellung von Acro¬ lein, oder Acrylsäure oder deren Gemisch aus Propan ist bekannt (z.B. aus der
01.04.2005 WO 01/96270, der US 2003/0187299 A1 und aus den Schriften DE-A 10245585 sowie DE-A 10246119 und dem in diesen Schriften zitierten Stand der Technik).
Die Verfahren zur Abtrennung von im Produktgasgemisch B enthaltenem Zielprodukt sind dabei dadurch gekennzeichnet, dass man das Zielprodukt z.B. durch absorptive und/oder kondensative Maßnahmen aus der gasförmigen in die kondensierte Phase überführt. Als Absorptionsmittel kommen dabei z.B. Wasser, wässrige Lösung und/oder organische Lösungsmittel in Betracht. Im Rahmen dieser „Kondensation" des Zielproduktes verbleibt normalerweise ein nicht in die kondensierte Phase übergehen- des Restgas, das die vergleichsweise schwierig zu kondensierenden Bestandteile des Produktgasgemischs B umfasst. Dies sind üblicherweise vor allem diejenigen Kompo¬ nenten, deren Siedepunkt bei Normaldruck (1 bar) ≤ -300C beträgt (ihr Gesamtanteil am Restgas beträgt in der Regel ≥ 70 Vol.-%, häufig > 80 Vol.-% und vielfach ≥ 90 Vol.-). Dazu gehören in erster Linie nicht umgesetztes Propan, in der Reaktions- zone B verbliebener überschüssiger molekularer Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen. Zusätzlich wird das Restgas in der Regel inerte Verdünnungs¬ gase wie z.B. N2, CO2, Edelgase (He, Ne, Ar etc.), CO sowie in geringem Umfang auch Acrylsäure, Acrolein und/oder H2O (der Wasserdampfanteil am Restgas kann bis zu 25 Vol.-%, häufig bis zu 20 Vol.-% oder bis zu 10 Vol.-%, vielfach aber auch unter 10 Vol.-% oder unter 5 Vol.-% betragen) enthalten. Dieses vorgenannte Restgas bildet (bezogen auf die darin enthaltene Menge an Propan) die Hauptmenge (normalerweise wenigstens 80 %, bzw. wenigstens 90 %, oder wenigstens 95 % oder mehr) des in der Trennzone B gebildeten Restgases und wird daher in dieser Schrift u.a. auch als Hauptrestgas bezeichnet.
Insbesondere dann, wenn die Kondensation des Zielproduktes durch Absorption mit¬ tels eines organischen Lösungsmittels erfolgt, fällt in der Trennzone B in der Regel wenigstens ein zweites nicht umgesetztes Propan sowie gegebenenfalls nicht umge¬ setztes Propylen enthaltendes restliches Gas an (bezogen auf darin enthaltenes Pro- pan ist seine Menge im Vergleich zur Hauptrestgasmenge normalerweise wesentlich geringer). Dies ist darauf zurückzuführen, dass die sich bildende kondensierte Phase in gewissem Umfang auch nicht umgesetztes Propan sowie gegebenenfalls nicht umge¬ setztes Propylen aufnimmt. Im weiteren Verlauf der extraktiven, destillativen, kristallisa- tiven und/oder desorptiven Abtrennung des Zielproduktes aus der kondensierten Pha- se, wird dieses nicht umgesetzte Propan sowie gegebenenfalls Propylen normalerwei¬ se als Bestandteil wenigstens einer weiteren Gasphase rückgewonnen und vorzugs¬ weise in die Reaktionszone A rückgeführt. Dies kann z.B. im Gemisch mit dem Haupt¬ restgas erfolgen (in dieser Schrift dann Gesamtrestgas genannt). Es kann aber auch in Form eigenständiger in die Reaktionszone A rückzuführender Gasströme erfolgen. Letztere können dabei an Sauerstoff frei, oder auch Sauerstoff enthaltend (Nebenrest- gas) sein (z.B. wenn er durch Strippen mittels Luft oder am Kopf einer mittels Luft als Polymerisationsinhibitor gespülten Rektifikationskolonne anfällt). Sowohl Hauptrestgas, Gesamtrestgas als auch Nebenrestgas bilden im Sinne dieser Erfindung in die Reaktionszone A rückführbares nicht umgesetztes Propan, molekula¬ ren Sauerstoff und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltendes Restgas. An molekularem Sauerstoff freies in der Trennzone B anfallendes nicht umgesetztes Propan sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltendes restliches Gas kann erfindungsgemäß im Gemisch mit Hauptrestgas und/oder Nebenrestgas (d.h., z.B. als Bestandteil von Gesamtrestgas) und/oder auch eigenständig (in diesem Fall handelt es sich nicht um in die Reaktionszone A im Sinne der Erfindung rückgeführtes Restgas) in die Reaktionszone A rückgeführt werden. Im letzteren Fall kann diese Rückführung ohne jedwede Beschränkung, d.h., z.B. auch als Bestandteil des Reakti- onsgasausgangsgemischs der Reaktionszone A erfolgen. Vorzugsweise wird beim erfindungsgemäßen Verfahren die Gesamtmenge der in der Trennzone B anfallenden nicht umgesetztes Propan sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthal- tenden Gasströme in die Reaktionszone A rückgeführt. Teilmengen können (wie im weiteren Verlauf der Anmeldung noch näher ausgeführt wird) gegebenenfalls aber auch für andere Zwecke, wie z.B. zur Energieerzeugung und/oder Synthesegasherstel¬ lung und/oder als Verdünnungsgas in der Reaktionszone B weiterverwendet werden.
In den vorstehend genannten Schriften des Standes der Technik soll die Rückführung von nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltendem Restgas in die Reaktionszone A an der selben Stelle wie die Zufuhr der übrigen Propan enthaltenden Zufuhrströme in die Reaktions¬ zone A erfolgen (d.h., als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs; vgl. z.B. Figur 6 in US-2003/0187299 A1 ). Nachteilig an dieser Verfahrensweise ist, dass der im Restgas enthaltene molekulare Sauerstoff die Selektivität der Propenbildung in der Reaktionszone A mindert und die Selektivität der Nebenproduktbildung an den Kohlen¬ oxiden CO und CO2 infolge partiell erfolgender Vollverbrennung von Propan und/oder Propylen erhöht. Dies gilt insbesondere dann, wenn es sich beim rückzuführenden Restgas um Hauptrestgas handelt.
Die DE-A 10211275 versucht dem vorgenannten Problem dadurch abzuhelfen, dass man zwar wie vorstehend beschrieben verfährt, dabei aber gleichzeitig das in der Re¬ aktionszone A gebildete Produktgasgemisch A in zwei Teilmengen identischer Zu- sammensetzung aufteilt und eine der beiden Teilmengen als Wasserstoffquelle in die Reaktionszone A zurückführt. Nachteilig ist jedoch, dass die Deaktivierungsrate der Dehydrierkatalysatoren bei dieser Verfahrensweise noch nicht in vollem Umfang zu befriedigen vermag.
Die Aufgabe der vorliegenden Erfindung bestand daher darin, ein gegenüber den vor¬ genannten Verfahren verbessertes Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acryl- säure oder deren Gemisch aus Propan zur Verfügung zu stellen. Demgemäß wurde ein Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acrylsäure oder deren Gemisch aus Propan, bei dem man
A) einer ersten Reaktionszone A wenigstens zwei gasförmige, Propan enthaltende Zufuhrströme zuführt von denen wenigstens einer Frischpropan enthält, und in der Reaktionszone A ihr so zugeführtes Propan einer heterogen katalysierten Dehydrierung unterwirft, wobei ein Propan und Propylen enthaltendes Produkt¬ gasgemisch A (in der Regel wird das Produktgasgemisch A auch molekularen Wasserstoff enthalten) erhalten wird,
B) aus der Reaktionszone A Produktgasgemisch A herausführt und in einer ersten Trennzone A von den im Produktgasgemisch A enthaltenen, von Propan und Propylen verschiedenen, Bestandteilen wenigstens eine Teilmenge abtrennt, und dabei verbleibendes, Propan und Propylen enthaltendes, Produktgasgemisch A'
C) in einer zweiten Reaktionszone B zur Beschickung wenigstens eines Oxidations- reaktors verwendet und in dem wenigstens einen Oxidationsreaktor das im Pro¬ duktgasgemisch A' enthaltene Propylen einer (selektiven) heterogen katalysier- ten Gasphasenpartialoxidation mit molekularem Sauerstoff zu einem Acrolein, oder Acrylsäure, oder deren Gemisch als Zielprodukt sowie überschüssigen mo¬ lekularen Sauerstoff enthaltenden Produktgasgemisch B unterwirft,
D) aus der Reaktionszone B Produktgasgemisch B herausführt und in einer zweiten Trennzone B im Produktgasgemisch B enthaltenes Zielprodukt abtrennt und von dem dabei verbleibenden, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas wenigstens eine nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltende Teilmenge (vorzugsweise wenigstens 50 Vol.-%, oder wenigstens
75 Vol.-% und ganz besonders bevorzugt die Gesamtmenge (jeweils individuell bezüglich des Gesamtrestgases, des Hauptrestgases und/oder des Nebenrest- gases)) als einen der wenigstens zwei Propan enthaltenden Zufuhrströme in die Reaktionszone A rückführt, gefunden, das dadurch gekennzeichnet ist, dass die- se Rückführung in die Reaktionszone A längs des Reaktionspfads der heterogen katalysierten Dehydrierung des Propans in der Reaktionszone A so erfolgt, dass an der Zufuhrstelle bereits wenigstens 5 mol-% des der Reaktionszone A über die anderen Zufuhrströme (davor) (insgesamt) zugeführten Propan in der Reak¬ tionszone A dehydrierend umgesetzt sind (bezogen auf einmaligen Durchgang durch die Reaktionszone A). Wird beim erfindungsgemäßen Verfahren nicht die Gesamtmenge des in der Trennzo¬ ne B (insgesamt) anfallenden (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases in die Reaktionszone A rückgeführt, kann diese andere Teilmenge wie bereits erwähnt z.B. zum Zweck der Energie- oder Synthesegaserzeugung oder als Verdünnungsgas in der Reaktionszone B weiterverwendet werden. In der Regel wird man jedoch wenigstens die Hälfte oder zwei Drittel (d.h., 50 Vol-% oder 66,6 Vol.-%), bevorzugt wenigstens drei Viertel und ganz besonders bevorzugt die Gesamtmenge des vorgenannten in der Trennzone B anfallenden (jeweils individuell bezüglich des Haupt- und/oder Neben¬ bzw. Gesamt-)Restgases erfindungsgemäß in die Reaktionszone A rückführen. Fällt in der Trennzone B nur ein nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff und nicht umgesetztes Propyien enthaltender Restgasstrom an (dies ist häufig der Regelfall), wird dieser erfindungsgemäß bevorzugt vollständig (gegebenenfalls abzüglich einer in die Reaktionszone B als Verdünnungsgas geführten Teilmenge von identischer Zu¬ sammensetzung) in die Reaktionszone A rückgeführt. Er kann aber auch in zwei Teil- mengen identischer Zusammensetzung aufgeteilt, und, wie vorstehend beschrieben, nur eine Teilmenge in die Reaktionszone A rückgeführt und die andere Teilmenge an¬ derweitig weiterverwendet werden. Fällt in der Trennzone B mehr als ein solcher Rest¬ gasstrom an, so können diese Restgasströme (wie bereits erwähnt) erfindungsgemäß gemeinsam (z.B. zusammengeführt) oder auch nur vereinzelt bzw. einzeln in die Reak- tionszone A rückgeführt werden. Die prozentualen Rückführungsangaben beziehen sich beim Restgas in dieser Schrift insbesondere auf dessen Gesamtmenge (d.h., auf die Summe aller Restgasströme). Normalerweise besteht (insbesondere Haupt-)Rest- gas (wie bereits erwähnt) zu ≥ 70 Vol.-%, häufig zu ≥ 80 Vol.-% und vielfach zu ≥ 90 mol-%, meist zu ≥ 95 mol-%, oder zu ≥ 98 mol-% aus Bestandteilen, deren Siede- punkt bei Normaldruck (1 bar) ≤ -3O0C beträgt. Erfindungsgemäß kann die Rückfüh¬ rung von in der Trennzone B anfallendem, molekularen Sauerstoff enthaltendem, (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas in die Reaktionszone A längs des Reaktionspfads der katalytischen Dehydrierung selbstredend nicht nur an einer einzi¬ gen, sondern auch über mehrere hintereinander angeordnete Zufuhrstellen verteilt er- folgen.
Unter Frischpropan wird in dieser Schrift Propan verstanden, das die Reaktionszone A noch nicht durchlaufen hat. In der Regel wird es Roh-Propan (das vorzugsweise die Spezifikationen gemäß DE-A 10246119 und DE-A 10245585 erfüllt) sein, das in gerin- gen Mengen auch von Propan verschiedene Komponenten enthält.
Unter dem Reaktionspfad in der Reaktionszone A wird in dieser Schrift der Strö¬ mungsweg des der Reaktionszone A über die von Restgas aus der Trennzone B ver¬ schiedenen (anderen) Zuführströme zugeführten Propans durch die Reaktionszone A in Abhängigkeit vom dehydrierenden Umsatz (der Umsatz in der heterogen katalysier¬ ten Dehydrierung) dieses Propans verstanden. Das der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch oder auch Be¬ schickungsgasgemisch soll in dieser Schrift die Summe aller mit dem Frischpropan auf derselben Höhe des Reaktionspfads in der Reaktionszone A derselben zugeführten Gase sein.
Erfindungsgemäß bevorzugt erfolgt die Rückführung des (Haupt- und/oder Neben¬ bzw. Gesamt-)Restgases längs des Reaktionspfads in der Reaktionszone A in die Re¬ aktionszone A so, dass an der Zufuhrstelle bereits wenigstens 10 oder wenigstens 15 mol-%, bevorzugt bereits wenigstens 20 oder wenigstens 25 mol-% und ganz be- sonders bevorzugt wenigstens 30 oder wenigstens 35 mol-% und am besten wenigs¬ tens 35 oder wenigstens 40 mol-% des der Reaktionszone A über die anderen Zufuhr¬ ströme (davor) (insgesamt) zugeführten Propan in der Reaktionszone A (dehydrierend) umgesetzt (Umsatz Zu) sind. In der Regel sind an der Zufuhrstelle der Rückführung des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases in die Reaktionszone A beim erfindungsgemäßen Verfahren weniger als 70 mol-%, häufig weniger als 60 mol-% und vielfach ≤ 50 mol-% des der Reaktionszone A über die anderen Zufuhrströme zuge¬ führten Propan in der Reaktionszone A bereits dehydrierend umgesetzt (Umsatz Zu).
Wird beim erfindungsgemäßen Verfahren, wie in der DE-A 10211275 empfohlen, das in der Reaktionszone A gebildete Produktgasgemisch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufgeteilt und eine der beiden Teilmengen in die Reaktionszone A zurückgeführt (insbesondere dann, wenn diese Rückführung als Bestandteil des der Reaktionszone A zugeführten Reaktionsgasausgangsgemischs erfolgt), so gelten an¬ stelle aller vorgenannten Umsatzzahlen Zu vorzugsweise die wie nachfolgend definier- ten Umsatzzahlen ZuKr:
2 Kr _ ZU
1 +KGV '
KGV ist dabei das Verhältnis von in die Reaktionszone A rückgeführter Teilmenge des Produktgasgemischs A zu in der Reaktionszone A gebildeter Gesamtmenge an Pro- duktgasgemisch A.
Der Gehalt des in die Reaktionszone A rückgeführten, in der Trennzone B anfallenden, (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases an molekularem Sauerstoff wird beim erfindungsgemäßen Verfahren normalerweise 0,5 Vol.-% bis 10 Vol.-%, häufig 1 bis 8 Vol.-% und vielfach 2 bis 5 Vol.-% betragen. Er rührt üblicherweise insbesondere daher, dass sich in der Reaktionszone B ein Überschuß an molekularem Sauerstoff (bezogen auf die Stöchiometrie der erwünschten Zielreaktion) in der Regel vorteilhaft auf die Standzeit der Oxidationskatalysatoren und auf die Kinetik der darin ablaufenden selektiven heterogen katalysierten Gasphasenpartialoxidation des Propylens zu Acro- lein, oder zu Acrylsäure, oder deren Gemisch auswirkt. Im Unterschied zu den Verhält¬ nissen in der erfindungsgemäßen Reaktionszone A, werden die thermodynamischen Verhältnisse in der Reaktionszone B durch das molare Reaktandenverhältnis im we¬ sentlichen nicht beeinflusst, da die selektive heterogen katalysierte Gasphasenpartial- oxidation des Propylens zu Acrolein, oder zu Acrylsäure, oder zu deren Gemisch kine¬ tischer Kontrolle unterliegt.
Das Verhältnis der Propanmenge, die der Reaktionszone A über das aus der Trennzo¬ ne B stammende rückgeführte (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas zuge¬ führt wird, zu der Propanmenge, die der Reaktionszone A über andere Propan enthal¬ tende Zuführströme insgesamt zugeführt wird, wird beim erfindungsgemäßen Verfah- ren in der Regel 0,1 bis 10, oder 0,5 bis 5, bevorzugt 0,5 bis 1 ,5 oder 3 bis 5 betragen.
In einer Ausführungsform wird man beim erfindungsgemäßen Verfahren in der Reakti¬ onzone A neben dem im aus der Trennzone B stammenden rückgeführten (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas enthaltenen Propan als lediglich zweiten Zu- fuhrstrom nur noch einen Strom an frischem Roh-Propan (enthält neben Propan noch geringe Mengen an Verunreinigungen) zuführen. Erfindungsgemäß bevorzugt wird dieses Roh-Propan (wie generell in dieser Schrift) die in den Schriften DE-A 10245585 und DE-A 10246119 empfohlenen Spezifikationen aufweisen. Das gleiche gilt für die Spezifikation des Beschickungsgasgemischs der Reaktionszone B beim erfindungs- gemäßen Verfahren. Selbstverständlich können beim erfindungsgemäßen Verfahren aber auch Propan (sowie gegebenenfalls Propylen) enthaltende Abgasströme aus an¬ deren als dem erfindungsgemäßen Verfahren als Zufuhrströme in die Reaktionszone A mitverwendet werden (vgl. WO 02/00587; der Gasstrom aus Abschnitt c) dieser WO kann aber auch erst der Reaktionszone B zugeführt werden).
Erfindungswesentlich ist lediglich, dass an der Stelle (auf der Höhe) der Reaktionszone A, an welcher die Zufuhr des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases aus der Trennzone B in die Reaktionszone A hinein erfolgt, wenigstens 5 mol-% des der Reaktionszone A über alle anderen Zufuhrströme zugeführten Propan innerhalb der sich in der Reaktionszone A zu vollziehenden katalytischen Dehydrierung bereits um¬ gesetzt worden sind. Wird vorgenannte Bedingung nicht erfüllt, ist das molare Verhält¬ nis von molekularem Wasserstoff zu molekularem Sauerstoff an der Zuführstelle ge¬ mindert, was entweder die Vollverbrennung der involvierten C3-Kohlenwasserstoffe fördert und oder die Standzeit des verwendeten Dehydrierkatalysators mindert und/oder zwingend die Zufuhr von molekularem Wasserstoff aus einer externen Quelle in die Reaktionszone A erforderlich macht. Dies ist vermutlich darauf zurückzuführen, dass sowohl die involvierten C3-Kohlenwasserstoffe als auch der Dehydrierkatalysator selbst in einer Atmosphäre mit einem erhöhten molaren Verhältnis von molekularem Wasserstoff zu molekularem Sauerstoff besser vor Vollverbrennung und thermischer (deaktivierend wirkender) Zersetzung am Dehydrierkatalysator geschützt sind. Im Unterschied zur exotherm verlaufenden heterogen katalysierten Oxidehydrierung, die durch anwesenden Sauerstoff erzwungen und bei der intermediär kein freier Was¬ serstoff gebildet wird (der dem zu dehydrierenden Kohlenwasserstoff entrissene Was¬ serstoff wird unmittelbar als Wasser (H2O) entrissen) bzw. nachweisbar ist, soll unter der erfindungsgemäßen heterogen katalysierten Dehydrierung eine („konventionelle") Dehydrierung verstanden werden, deren Wärmetönung im Unterschied zur Oxide¬ hydrierung endotherm ist (als Folgeschritt kann eine exotherme Wasserstoffverbren¬ nung im erfindungsgemäßen Verfahren einbezogen sein) und bei der wenigstens in¬ termediär freier molekularer Wasserstoff gebildet wird. Dazu bedarf es in der Regel anderer Reaktionsbedingungen und anderer Katalysatoren als zur Oxidehydrierung.
D.h., das erfindungsgemäße Verfahren verläuft normalerweise unter H2-Entwicklung und dies insbesondere bis zur Rückführung des Restgases aus der Trennzone B in die Reaktionszone A, weshalb das Reaktionsgasgemisch an der zugehörigen Zuführstelle, bezogen auf die in ihm enthaltene molare Menge an Propan, normalerweise einen hö¬ heren molaren Wasserstoffgehalt aufweist, als das der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch.
Letzteres trifft beim erfindungsgemäßen Verfahren vorzugsweise auch noch auf das Reaktionsgasgemisch zu, das sich an der Zufuhrstelle durch Vereinigung von aus dem in diese rückgeführten Restgas und dem vor dieser Rückführung an der Zufuhrstelle vorliegenden Reaktionsgasgemisch bildet.
Im übrigen hat es sich für das erfindungsgemäße Verfahren als günstig erwiesen, wenn innerhalb der Reaktionszone A das molare Verhältnis von im Reaktionsgasge¬ misch enthaltenem Propylen zu im Reaktionsgasgemisch enthaltenem molekularem Wasserstoff den Wert 10, vorzugsweise den Wert 5, besser den Wert 3 und noch bes¬ ser den Wert 2 nicht überschreitet. Besonders bevorzugt bewegt sich das vorgenannte Verhältnis bei Werten von 0,5 bzw. 1 bis 2.
Im übrigen kann das Prinzip der heterogen katalysierten Dehydrierung in der Reakti¬ onszone A (und damit die Reaktionszone A selbst) beim erfindungsgemäßen Verfah¬ ren wie in den Schriften WO 01/96270, DE-A 3313573, DE-A 10131297, DE-A 10245585, DE-A 10246119 sowie DE-A 10211275 beschrieben gestaltet werden. D.h., bezogen auf den einmaligen Duchgang des der Reaktionszone A zugeführten Beschickungsgasgemischs durch die Reaktionszone A, kann die Reaktionszone A durch gezielten Wärmeaustausch mit außerhalb der Reaktionszone A geführten (flui¬ den, d.h., flüssig oder gasförmig) Wärmeträgern isotherm gestaltet werden. Sie kann mit gleicher Bezugsbasis aber auch adiabat, d.h., im wesentlichen ohne einen solchen gezielten Wärmeaustausch mit außerhalb der Reaktionszone A geführten Wärmeträ¬ gem ausgeführt werden. Im letzteren Fall kann die Bruttowärmetönung, bezogen auf den einmaligen Durchgang des der Reaktionszone A zugeführten Reaktionsgasaus- gangsgemischs durch die Reaktionszone A, durch Ergreifen von in den vorstehenden Schriften empfohlenen und im Folgenden noch zu beschreibenden Maßnahmen so¬ wohl endotherm (negativ), oder autotherm (im wesentlichen Null) oder exotherm (posi¬ tiv) gestaltet werden. In erfindungsgemäßer Weise muß lediglich zusätzlich die Rück- führung von aus der Trennzone B stammendem Restgas in die Reaktionszone A hinein wie erfindungsgemäß gefordert erfolgen. Ebenso können die in vorgenannten Schriften empfohlenen Katalysatoren beim erfindungsgemäßen Verfahren angewendet werden.
In typischer Weise benötigt die heterogen katalysierte partielle Dehydrierung von Pro- pan zu Propylen vergleichsweise hohe Reaktionstemperaturen. Der dabei erzielbare Umsatz ist normalerweise durch das thermodynamische Gleichgewicht begrenzt. Typi¬ sche Reaktionstemperaturen betragen 300 bis 8000C bzw. 400 bis 7000C. Pro Molekül an zu Propylen dehydriertem Propan wird dabei ein Molekül Wasserstoff erzeugt.
Hohe Temperaturen und Entfernung des Reaktionsproduktes H2 begünstigen die Gleichgewichtslage im Sinne des Zielprodukts.
Da die heterogen katalysierte Dehydrierreaktion unter Volumenzunahme abläuft, kann der Umsatz durch Erniedrigung des Partialdrucks der Produkte gesteigert werden. Dies läßt sich in einfacher Weise, zum Beispiel durch Dehydrierung bei vermindertem Druck und/oder durch Zumischen von im wesentlichen inerten Verdünnungsgasen, wie zum Beispiel Wasserdampf, erreichen, der für die Dehydrierreaktion im Normalfall ein Inert¬ gas darstellt. Eine Verdünnung mit Wasserdampf bedingt als weiteren Vorteil in der Regel ein vermindertes Verkoken des verwendeten Katalysators, da der Wasserdampf mit gebildetem Koks nach dem Prinzip der Kohlevergasung reagiert. Außerdem kann Wasserdampf als Verdünnungsgas in der nachfolgenden Reaktionszone B mitverwen¬ det werden. Wasserdampf läßt sich aber auch in einfacher Weise teilweise oder voll¬ ständig aus dem Produktgasgemisch der Dehydrierung (dem Produktgasgemisch A) abtrennen (zum Beispiel durch Kondensieren), was die Möglichkeit eröffnet, bei der Weiterverwendung des dabei erhältlichen modifizierten Produktgasgemisches (des Produktgasgemischs A') in der Reaktionszone B den Anteil des Verdünnungsgases N2 zu erhöhen. Weitere für die heterogen katalysierte Propandehydrierung geeignete Ver¬ dünnungsmittel sind zum Beispiel CO, Methan, Ethan, CO2, Stickstoff und Edelgase wie He, Ne und Ar. Alle genannten Verdünnungsmittel können entweder für sich oder in Form unterschiedlichster Gemische mitverwendet werden. Es ist von Vorteil, dass die genannten Verdünnungsmittel in der Regel auch in der Reaktionszone B geeignete Verdünnungsmittel sind. Generell sind beim erfindungsgemäßen Verfahren sich in der jeweiligen Reaktionszone inert verhaltende (das heißt zu weniger als 5 mol-%, bevor¬ zugt zu weniger als 3 mol-% und noch besser zu weniger als 1 mol-% sich chemisch verändernde) Verdünnungsmittel bevorzugt. Prinzipiell kommen für die heterogen katalysierte Propandehydrierung alle im Stand der Technik bekannten Dehydrierkatalysatoren in Betracht. Sie lassen sich grob in zwei Gruppen unterteilen. Nämlich in solche, die oxidischer Natur sind (zum Beispiel Chromoxid und/oder Aluminiumoxid) und in solche, die aus wenigstens einem auf ei- nem, in der Regel oxidischen, Träger abgeschiedenen, in der Regel vergleichsweise edlen, Metall (zum Beispiel Platin) bestehen. Unter anderem können damit alle Dehyd¬ rierkatalysatoren eingesetzt werden, die in der WO 01/96270, der EP-A 731077, der DE-A 10211275, der DE-A 10131297, der WO 99/46039, der US-A 4 788 371 , der EP- A-O 705 136, der WO 99/29420, der US-A 4220 091 , der US-A 5 430 220, der US-A 5 877 369, der EP-A-O 117 146, der DE-A 199 37 196, der DE-A 199 37 105 sowie der DE-A 199 37 107 empfohlen werden. Im besonderen können sowohl der Katalysator gemäß Beispiel 1 , Beispiel 2, Beispiel 3, und Beispiel 4 der DE-A 199 37 107 einge¬ setzt werden.
Dabei handelt es sich um Dehydrierkatalysatoren, die 10 bis 99,9 Gew.-% Zirkondioxid, 0 bis 60 Gew.-% Aluminiumoxid, Siliciumdioxid und/oder Titandioxid und 0,1 bis 10 Gew.-% mindestens eines Elements der ersten oder zweiten Hauptgruppe, eines Ele¬ ments der dritten Nebengruppe, eines Elements der achten Nebengruppe des Perio¬ densystems der Elemente, Lanthan und/oder Zinn enthalten, mit der Maßgabe, dass die Summe der Gewichtsprozente 100 Gew.-% ergibt.
Besonders geeignet ist auch der in den Beispielen und Vergleichsbeispielen dieser Schrift eingesetzte Dehydrierkatalysator.
Generell kann es sich bei den Dehydrierkatalysatoren um Katalysatorstränge (Durch¬ messer typisch 1 bis 10 mm, bevorzugt 1,5 bis 5 mm; Länge typisch 1 bis 20 mm, be¬ vorzugt 3 bis 10 mm), Tabletten (vorzugsweise gleiche Abmessungen wie bei den Strängen) und/oder Katalysatorringe (Außendurchmesser und Länge jeweils typisch 2 bis 30 mm oder bis 10 mm, Wandstärke zweckmäßig 1 bis 10 mm, oder bis 5 mm, o- der bis 3 mm) handeln.
In der Regel sind die Dehydrierkatalysatoren (insbesondere die in dieser Schrift bei¬ spielhaft verwendeten sowie die in der DE-A 19937107 empfohlenen (insbesondere die beispielhaften Katalysatoren dieser DE-A) so beschaffen, dass sie sowohl die Dehyd- rierung von Propan als auch die Verbrennung von molekularem Wasserstoff zu kataly¬ sieren vermögen. Die Wasserstoffverbrennung verläuft dabei im Vergleich zur Dehyd¬ rierung des Propans im Fall einer Konkurrenzsituation an den Katalysatoren sehr viel schneller.
Zur Durchführung der heterogen katalysierten Propandehydrierung kommen prinzipiell alle im Stand der Technik bekannten Reaktortypen und Verfahrensvarianten in Be¬ tracht. Beschreibungen solcher Verfahrensvarianten enthalten zum Beispiel alle bezüg- lieh der Dehydrierkatalysatoren zitierten Schriften des Standes der Technik sowie der eingangs dieser Schrift zitierte Stand der Technik.
Eine vergleichsweise ausführliche Beschreibung von erfindungsgemäß geeigneten Dehydrierverfahren enthält auch Catalytica® Studies Division, Oxidative Dehydrogena- tion and Alternative Dehydrogenation Processes, Study Number 4192 OD1 1993, 430 Ferguson Drive, Mountain View, California, 94043-5272 U. S.A..
Charakteristisch für die partielle heterogen katalysierte Dehydrierung von Propan ist, wie bereits gesagt, dass sie endotherm verläuft. Das heißt, die für die Einstellung der erforderlichen Reaktionstemperatur sowie die für die Reaktion benötigte Wärme (Ener¬ gie) muß entweder dem Reaktionsgasausgangsgemisch vorab und/oder im Verlauf der heterogen katalysierten Dehydrierung zugeführt werden. Gegebenenfalls muß das Re¬ aktionsgasgemisch die benötigte Reaktionswärme sich selbst entziehen.
Ferner ist es für heterogen katalysierte Dehydrierungen von Propan aufgrund der ho¬ hen benötigten Reaktionstemperaturen typisch, dass in geringen Mengen schwersie¬ dende hochmolekulare organische Verbindungen, bis hin zum Kohlenstoff, gebildet werden, die sich auf der Katalysatoroberfläche abscheiden und selbige dadurch deak- tivieren. Um diese nachteilige Begleiterscheinung zu minimieren, kann das zur hetero¬ gen katalysierten Dehydrierung bei erhöhter Temperatur über die Katalysatoroberflä¬ che zu leitende, Propan haltige Reaktionsgasgemisch mit Wasserdampf verdünnt wer¬ den. Sich abscheidender Kohlenstoff wird unter den so gegebenen Bedingungen nach dem Prinzip der Kohlevergasung teilweise oder vollständig eliminiert.
Eine andere Möglichkeit, abgeschiedene Kohlenstoffverbindungen zu beseitigen, be¬ steht darin, den Dehydrierkatalysator von Zeit zu Zeit bei erhöhter Temperatur mit ei¬ nem Sauerstoff enthaltenden Gas (zweckmäßig in Abwesenheit von Kohlenwasserstof¬ fen) zu durchströmen und damit den abgeschiedenen Kohlenstoff quasi abzubrennen. Eine weitgehende Unterdrückung der Bildung von Kohlenstoffablagerungen ist aber auch dadurch möglich, dass man dem heterogen katalysiert zu dehydrierenden Pro¬ pan, bevor es bei erhöhter Temperatur über den Dehydrierkatalysator geführt wird, molekularen Wasserstoff zusetzt.
Selbstverständlich besteht auch die Möglichkeit, dem heterogen katalysiert zu dehyd¬ rierenden Propan ein Gemisch aus Wasserdampf und molekularem Wasserstoff zuzu¬ setzen. Ein Zusatz von molekularem Wasserstoff zur heterogen katalysierten Dehydrie¬ rung von Propan mindert auch die unerwünschte Bildung von Allen (Propadien), Propin und Acetylen als Nebenprodukten. Teiloxidation von solchermaßen zugesetztem Was- serstoff vermag gleichfalls benötigte Reaktionswärme zu liefern. Eine geeignete Reaktorform für die heterogen katalysierte Propandehydrierung in der Reaktionszone A ist der Festbettrohr- beziehungsweise Rohrbündelreaktor. Das heißt, der Dehydrierkatalysator befindet sich in einem oder in einem Bündel von Reaktions¬ rohren als Festbett. Im Kontaktrohr kann erfindungsgemäß vorteilhaft zentriert ein zweites Rohr verlaufen, das auf unterschiedlichsten Höhen (oder nur auf einer Höhe) Austrittsstellen aufweist (vgl. WO 01/85333 und WO 01/85330), über die das Restgas aus der Trennzone B zugeführt werden kann. Alternativ können die in Kontaktrohrbö¬ den eingebundenen Kontaktrohre Unterbrechungsabschnitte (räume) aufweisen, in die das Restgas aus der Trennzone B zudosiert werden kann. Die Reaktionsrohre werden dadurch beheizt, dass im die Reaktionsrohre umgebenden Raum ein Gas, zum Bei¬ spiel ein Kohlenwasserstoff wie Methan, verbrannt wird. Günstig ist es, diese direkte Form der Kontaktrohrerwärmung lediglich auf den ersten etwa 20 bis 30% der Fest- bettschüttung anzuwenden und die verbleibende Schüttungslänge durch die im Rah¬ men der Verbrennung freigesetzte Strahlungswärme auf die erforderliche Reaktions- temperatur aufzuwärmen. Auf diesem Weg ist eine annähernd isotherme Reaktionsfüh¬ rung erreichbar. Geeignete Reaktionsrohrinnendurchmesser betragen etwa 10 bis 15 cm. Ein typischer Dehydrierrohrbündelreaktor umfaßt 300 bis 1000 Reaktionsrohre. Die Temperatur im Reaktionsrohrinneren bewegt sich im Bereich von 300 bis 7000C, vorzugsweise im Bereich von 400 bis 7000C. Mit Vorteil wird das Reaktionsgasaus- gangsgemisch dem Rohrreaktor auf die Reaktionstemperatur vorerwärmt zugeführt. Es ist möglich, dass das Produktgasgemisch A das Reaktionsrohr mit einer 50 bis 1000C tiefergelegenen Temperatur verläßt. Diese Ausgangstemperatur kann aber auch höher oder auf gleichem Niveau liegen. Im Rahmen der vorgenannten Verfahrensweise ist die Verwendung von oxidischen Dehydrierkatalysatoren auf der Grundlage von Chrom- und/oder Aluminiumoxid zweckmäßig. Häufig wird man kein Verdünnungsgas mitver¬ wenden, sondern von im wesentlichen alleinigem Roh-Propan als Ausgangsreaktions¬ gas ausgehen. Auch der Dehydrierkatalysator wird meist unverdünnt angewandt.
Großtechnisch kann man in der Reaktionszone A mehrere (z.B. drei) solcher Rohrbün- delreaktoren parallel betreiben. Dabei können sich erfindungsgemäß gegebenenfalls einer (oder zwei) dieser Reaktoren im Dehydrierbetrieb befinden, während in einem zweiten (dritten) Reaktor die Katalysatorbeschickung regeneriert wird, ohne dass der Betrieb in der Reaktionszone B leidet.
Eine solche Verfahrensweise ist beispielsweise bei dem in der Literatur bekannten BASF-Linde Propan-Dehydrierverfahren zweckmäßig. Erfindungsgemäß ist es aber von Bedeutung, dass die Verwendung eines solchen Rohrbündelreaktors ausreichend ist.
Eine solche Verfahrensweise ist auch beim sog. "steam active reforming (STAR) pro- cess" anwendbar, der von der Phillips Petroleum Co. entwickelt wurde (vergleiche zum Beispiel US-A 4 902 849, US-A 4 996 387 und US-A 5 389 342). Als Dehydrierkataly- sator wird im STAR-Prozess mit Vorteil Promotoren enthaltendes Platin auf Zink (Mag¬ nesium) Spinell als Träger angewendet (vergleiche zum Beispiel US-A 5 073 662). Im Unterschied zum BASF-Linde Propan-Dehydrierverfahren wird das zu dehydrierende Propan beim STAR-Prozess mit Wasserdampf verdünnt. Typisch ist ein molares Ver- hältnis von Wasserdampf zu Propan im Bereich von 4 bis 6. Der Reaktorausgangs¬ druck liegt häufig bei 3 bis 8 bar und die Reaktionstemperatur wird zweckmäßig zu 480 bis 62O0C gewählt. Typische Katalysator(bett)belastungen mit Propan liegen bei 200 bis 4000 h'1 (GHSV).
Unter der Belastung eines einen Reaktionsschritt katalysierenden Katalysatorbetts mit Reaktionsgas(ausgangs)gemisch wird dabei die Menge an Reaktions- gas(ausgangs)gemisch in Normlitern (= Nl; das Volumen in Litern, das die entspre¬ chende Reaktionsgas(ausgangs)gemischmenge bei Normalbedingungen, d.h., bei O0C und 1 atm einnehmen würde) verstanden, die pro Stunde durch einen Liter Katalysa- torbett geführt wird. Die Belastung kann auch nur auf einen Bestandteil des Reaktions- gas(ausgangs)gemischs bezogen sein. Dann ist es die Menge dieses Bestandteils in Nl/I»h, die pro Stunde durch einen Liter des Katalysatorbetts geführt wird. Anstelle von Nl/l-h wird häufig verkürzt „h"1" geschrieben.
Die heterogen katalysierte Propandehydrierung kann beim erfindungsgemäßen Verfah¬ ren auch im Wanderbett gestaltet werden. Beispielsweise kann das Katalysatorwan¬ derbett in einem Radialstromreaktor untergebracht sein. In selbigem bewegt sich der Katalysator langsam von oben nach unten, während das Reaktionsgasgemisch radial fließt. Diese Verfahrensweise wird beispielsweise im sogenannten UOP-Oleflex- Dehydrierverfahren angewandt. Da die Reaktoren bei diesem Verfahren quasi adiabat betrieben werden, ist es zweckmäßig, mehrere Reaktoren als Kaskade hintereinander geschaltet zu betreiben (in typischer Weise bis zu vier). Innerhalb der Kaskade kann das Restgas aus der Trennzone B zugeführt werden. Dadurch lassen sich zu hohe Unterschiede der Temperaturen des Reaktionsgasgemisches am Reaktoreingang und am Reaktorausgang vermeiden (bei der adiabaten Betriebsweise fungiert das Reakti- onsgasausgangsgemisch als Wärmeträger, von dessen Wärmeinhalt der Abfall der Reaktionstemperatur abhängig ist) und trotzdem ansprechende Gesamtumsätze erzie¬ len.
Wenn das Katalysatorbett den Wanderbettreaktor verlassen hat, wird es der Regene¬ rierung zugeführt und anschließend wiederverwendet. Als Dehydrierkatalysator kann für dieses Verfahren zum Beispiel ein kugelförmiger Dehydrierkatalysator eingesetzt werden, der im wesentlichen aus Platin auf kugelförmigem Aluminiumoxidträger be¬ steht. Bei der UOP-Variante wird dem zu dehydrierenden Propan Wasserstoff zuge- fügt, um eine vorzeitige Katalysatoralterung zu vermeiden. Der Arbeitsdruck liegt ty¬ pisch bei 2 bis 5 atm. Das Wasserstoff zu Propan-Verhältnis (das molare) beträgt zweckmäßig 0,1 bis 1. Die Reaktionstemperaturen liegen bevorzugt bei 550 bis 6500C und die Verweilzeit des Katalysators in einem Reaktor wird zu etwa 2 bis 10 h gewählt.
Bei den beschriebenen Festbettverfahren kann die Katalysatorgeometrie ebenfalls ku- gelförmig, aber auch zylindrisch (hohl oder voll) oder anderweitig geometrisch gestaltet sein.
Als weitere mögliche Verfahrensvariante für die heterogen katalysierte Propandehyd¬ rierung im erfindungsgemäßen Verfahren beschreibt Proceedings De Witt, Petrochem. Review, Houston, Texas, 1992 a, N1 die Möglichkeit einer heterogen katalysierten Propandehydrierung im Wirbelbett.
Erfindungsgemäß können dabei z.B. zwei Wirbelbetten nebeneinander betrieben wer¬ den, von denen sich eines ohne negative Auswirkungen auf den Gesamtprozess zeit- weise im Zustand der Regenerierung befinden kann. Als Aktivmasse kommt dabei Chromoxid auf Aluminiumoxid zum Einsatz. Der Arbeitsdruck beträgt typisch 1 bis 2 bar und die Dehydriertemperatur liegt in der Regel bei 550 bis 6000C. Die für die De¬ hydrierung erforderliche Wärme wird dadurch in das Reaktionssystem eingebracht, dass der Dehydrierkatalysator auf die Reaktionstemperatur vorerhitzt wird. Die vorste- hende Dehydrierweise ist in der Literatur auch als Snamprogetti-Yarsintez Verfahren bekannt.
Alternativ zu den vorstehend beschriebenen Verfahrensweisen kann die heterogen katalysierte Propandehydrierung beim erfindungsgemäßen Verfahren auch nach einem von ABB Lummus Crest entwickelten Verfahren realisiert werden (vergleiche Procee¬ dings De Witt, Petrochem. Review, Houston, Texas, 1992, P1).
Bei beiden vorgenannten Verfahren kann die erfindungsgemäße Restgaszugabe als einfacher Zufuhrstrom an der anspruchsgemäßen Reaktionspfadstelle erfolgen.
Den bisher beschriebenen heterogen katalysierten Dehydrierverfahren des Propans ist gemein, dass sie bei Propanumsätzen von ≥ 30 mol-% (in der Regel ≤ 60 mol-%) be¬ trieben werden (bezogen auf einmaligen Durchgang durch die Reaktionszone und ins¬ gesamt zugeführtes Propan). Erfindungsgemäß von Vorteil ist jedoch, dass es ausrei- chend ist, einen Propanumsatz von ≥ 5 mol-% bis ≤ 30 mol-% oder ≤ 25 mol-%, zu erzielen. Das heißt, die erfindungsgemäße heterogen katalysierte Propandehydrierung kann in der Reaktionszone A auch bei Propanumsätzen von 10 bis 20 mol-% betrieben werden (die Umsätze beziehen sich auf einmaligen Durchgang durch die Reaktionszo¬ ne A). Dies rührt unter anderem daher, dass die verbliebene Menge an nicht umge- setztem Propan in der nachfolgenden Reaktionszone B im wesentlichen als inertes
Verdünnungsgas fungiert und erfindungsgemäß als Bestandteil des in der Trennzone B anfallenden Restgases weitgehend verlustfrei in die Reaktionszone A rückgeführt wer¬ den kann.
Erfindungsgemäß bevorzugt sind jedoch erhöhte Propanumsätze in der Reaktionszone A1 da dies die Propionsäurenebenproduktbildung in der Reaktionszone B mindert. Sol¬ che vorteilhaften Propanumsätze betragen z.B. 30 oder 40 bis 50 oder 60 mol-% (be¬ zogen auf einmaligen Durchgang durch die Reaktionszone A und insgesamt zugeführ¬ tes Propan).
Für die Realisierung der vorgenannten Propanumsätze ist es günstig, die heterogen katalysierte Propandehydrierung bei einem Arbeitsdruck von 0,3 bis 3 bar durchzufüh¬ ren. Ferner ist es günstig, das heterogen katalytisch zu dehydrierende Propan mit Wasserdampf zu verdünnen. So ermöglicht die Wärmekapazität des Wassers einer¬ seits, einen Teil der Auswirkung der Endothermie der Dehydrierung auszugleichen und andererseits reduziert die Verdünnung mit Wasserdampf den Edukt- und Produktparti- aldruck, was sich günstig auf die Gleichgewichtslage der Dehydrierung auswirkt. Fer¬ ner wirkt sich die Wasserdampfmitverwendung, wie bereits erwähnt, vorteilhaft auf die Standzeit von Edelmetall enthaltenden Dehydrierkatalysatoren aus. Bei Bedarf kann als weiterer Bestandteil auch molekularer Wasserstoff zugegeben werden. Das molare Verhältnis von molekularem Wasserstoff zu Propan ist dabei in der Regel ≤ 5. Das mo¬ lare Verhältnis von Wasserdampf zu Propan kann z.B. ≥ 0 bis 30, zweckmäßig 0,1 bis 2 und günstig 0,5 bis 1 betragen. Ein Vorteil einer Verfahrensweise mit niederem Pro¬ panumsatz ist, dass bei einmaligem Durchgang des Reaktionsgases durch die Reakti¬ onszone A lediglich eine vergleichsweise niedrige Wärmemenge verbraucht wird und zur Umsatzerzielung vergleichsweise niedrige Reaktionstemperaturen ausreichend sind.
Auch kann die Propandehydrierung, wie bereits gesagt, erfindungsgemäß (quasi) adi- abat und dabei endotherm durchgeführt werden. Dabei wird das Reaktionsgasaus- gangsgemisch in der Regel zunächst auf eine Temperatur von 500 bis 7000C (bezie¬ hungsweise von 550 bis 65O0C) erhitzt (zum Beispiel durch Direktbefeuerung der es umgebenden Wandung). Beim adiabaten Durchgang durch das wenigstens eine Kata¬ lysatorbett wird sich das Reaktionsgasgemisch dann je nach Umsatz und Verdünnung um etwa 300C bis 2000C abkühlen. Hinter der erfindungsgemäßen Eindüsung des Restgases aus der Trennzone B wird in gewissem Umfang Erwärmung erfolgen. Ein Beisein von Wasserdampf als Wärmeträger macht sich auch unter dem Gesichtspunkt einer adiabaten Fahrweise vorteilhaft bemerkbar. Niedrigere Reaktionstemperaturen ermöglichen längere Standzeiten des verwendeten Katalysatorbetts. Höhere Reakti¬ onstemperaturen fördern erhöhte Umsätze. Prinzipiell ist die heterogen katalysierte Propandehydrierung in der Reaktionszone A, unabhängig davon ob adiabat oder isotherm gefahren, sowohl in einem Festbettreaktor als auch in einem Wanderbett- oder Wirbelbettreaktor durchführbar.
Bemerkenswerterweise kann beim erfindungsgemäßen Verfahren als Reaktionszone A auch im adiabaten Betrieb ein einzelner Schachtofenreaktor als Festbettreaktor ausrei¬ chend sein, der vom Reaktionsgasgemisch axial und/oder radial durchströmt wird.
Im einfachsten Fall handelt es sich dabei um ein einziges geschlossenes Reaktionsvo- lumen, zum Beispiel einen Behälter, dessen Innendurchmesser 0,1 bis 10 m, eventuell auch 0,5 bis 5 m beträgt und in welchem das Katalysatorfestbett auf einer Trägervor¬ richtung (zum Beispiel ein Gitterrost) aufgebracht ist. Das mit Katalysator beschickte Reaktionsvolumen, das im adiabaten Betrieb im wesentlichen wärmeisoliert ist, wird dabei mit dem heißen, Propan enthaltenden, Reaktionsgas axial durchströmt. Die Ka- talysatorgeometrie kann dabei sowohl kugelförmig als auch ringförmig oder strangför- mig sein. Über in die Katalysatorschüttung eingebrachte Zufuhrleitungen kann das aus der Trennzone B stammende Restgas eingedüst werden. Da in diesem Fall das Reak¬ tionsvolumen durch einen sehr kostengünstigen Apparat zu realisieren ist, sind alle Katalysatorgeometrien, die einen besonders niedrigen Druckverlust aufweisen, zu be- Vorzügen. Das sind vor allem Katalysatorgeometrien, die zu einem großen Hohlraum¬ volumen führen oder strukturiert aufgebaut sind, wie zum Beispiel Monolithe bzw. Wa¬ benkörper. Zur Verwirklichung einer radialen Strömung des Propan enthaltenden Re¬ aktionsgases kann der Reaktor zum Beispiel aus zwei in einer Mantelhülle befindli¬ chen, konzentrisch ineinander gestellten, zylindrischen Gitterrosten bestehen und die Katalysatorschüttung in deren Ringspalt angeordnet sein. Im adiabaten Fall wäre die Metallhülle gegebenenfalls wiederum thermisch isoliert.
Als erfindungsgemäße Katalysatorbeschickung für eine heterogen katalysierte Propan¬ dehydrierung eignen sich insbesondere auch die in der DE-A 199 37 107 offenbarten, vor allem alle beispielhaft offenbarten Katalysatoren.
Nach längerer Betriebsdauer sind vorgenannte Katalysatoren zum Beispiel in einfacher Weise dadurch regenerierbar, dass man bei einer Eintrittstemperatur von 300 bis 6000C, häufig bei 400 bis 5500C, zunächst in ersten Regenerierungsstufen mit Stick- stoff und/oder Wasserdampf (bevorzugt) verdünnte Luft über das Katalysatorbett leitet. Die Katalysator(bett)belastung mit Regeneriergas (z.B. Luft) kann dabei z.B. 50 bis 10000 h"1 und der Sauerstoffgehalt des Regeneriergases 0,1 oder 0,5 bis 20 Vol.-% betragen.
In nachfolgenden weiteren Regenerierungsstufen kann unter ansonsten gleichen Re¬ generierbedingungen als Regeneriergas Luft verwendet werden. Anwendungstech- nisch zweckmäßig empfiehlt es sich, den Katalysator vor seiner Regenerierung mit Inertgas (zum Beispiel N2) zu spülen.
Anschließend ist es in der Regel empfehlenswert, noch mit reinem molekularen Was- serstoff oder mit durch Inertgas (vorzusgweise Wasserdampf) verdünntem molekula¬ rem Wasserstoff (der Wasserstoffgehalt sollte ≥ 1 Vol.-% betragen) im ansonsten glei¬ chen Bedingungsraster zu regenerieren.
Die heterogen katalysierte Propandehydrierung mit vergleichsweise geringem Propan- Umsatz (≤ 30 mol-%) kann in allen Fällen bei den gleichen Katalysa- tor(bett)belastungen (sowohl das Reaktionsgas insgesamt, als auch das in selbigem enthaltende Propan betreffend) betrieben werden wie die Varianten mit hohem Pro¬ panumsatz (> 30 mol-%). Diese Belastung mit Reaktionsgas kann zum Beispiel 100 bis 40000 oder bis 10000 h'\ häufig 300 bis 7000 h"1, das heißt vielfach etwa 500 bis 4000 h"1 betragen.
Anwendungstechnisch zweckmäßig läßt sich die Reaktionszone A beim erfindungsge¬ mäßen Verfahren als Hordenreaktor verwirklichen, was die Zudosierung des Restga¬ ses aus der Trennzone B zwischen zwei Horden in besonders einfacher Weise ermög- licht.
Dieser enthält räumlich aufeinanderfolgend mehr als ein die Dehydrierung katalysie¬ rendes Katalysatorbett. Die Katalysatorbettanzahl kann 1 bis 20, zweckmäßig 2 bis 8, aber auch 3 bis 6 betragen. Mit zunehmender Hordenzahl lassen sich zunehmend leichter erhöhte Propanumsätze erreichen. Die Katalysatorbetten sind vorzugsweise radial oder axial hintereinander angeordnet. Anwendungstechnisch zweckmäßig wird in einem solchen Hordenreaktor der Katalysatorfestbetttyp angewendet.
I ιu einfachsten Fall sind die Katalysatorfestbetten in einem Schachtofenreaktor axial oder in den Ringspalten von zentrisch ineinandergestellten zylindrischen Gitterrosten angeordnet. Es ist jedoch auch möglich, die Ringspalte in Segmenten übereinander anzuordnen und das Gas nach radialem Durchtritt in einem Segment in das nächste darüber- oder darunterliegende Segment zu führen.
In zweckmäßiger Weise wird das Reaktionsgasgemisch auf seinem Weg von einem Katalysatorbett zum nächsten Katalysatorbett, zum Beispiel durch Überleiten über mit heißen Gasen erhitzte Wärmetauscheroberflächen (z.B. Rippen) oder durch Leiten durch mit heißen Brenngasen erhitzte Rohre, im Hordenreaktor einer Zwischenerhit¬ zung unterworfen.
Wird der Hordenreaktor im übrigen adiabat betrieben, ist es für Propanumsätze ≤ 30 mol-%, vor allem bei Verwendung der in der DE-A 199 37 107 beschriebenen Kataly- satoreπ, insbesondere der beispielhaften Ausführungsformen, ausreichend, das Reak¬ tionsgasgemisch auf eine Temperatur von 450 bis 5500C vorerhitzt in den Dehydrierre- aktor zu führen und innerhalb des Hordenreaktors in diesem Temperaturbereich zu halten. Das heißt, die gesamte Propandehydrierung ist so bei äußerst niederen Tem- peraturen zu verwirklichen, was sich für die Standzeit der Katalysatorfestbetten zwi¬ schen zwei Regenerierungen als besonders günstig erweist. Für höhere Propanumsät¬ ze wird das Reaktionsgasgemisch zweckmäßig auf höhere Temperaturen vorerhitzt in den Dehydrierreaktor geführt (diese können bis zu 7000C betragen) und innerhalb des Hordenreaktors in diesem erhöhten Temperaturbereich gehalten.
Noch geschickter ist es, die vorstehend geschilderte Zwischenerhitzung auf direktem Weg durchzuführen (autotherme Fahrweise). Dazu wird dem Reaktionsgasgemisch entweder bereits vor Durchströmung des ersten Katalysatorbettes (dann sollte das Reaktionsgasausgangsgemisch molekularen Wasserstoff zugesetzt enthalten) und/oder zwischen den nachfolgenden Katalysatorbetten in begrenztem Umfang mole¬ kularer Sauerstoff zugesetzt. So kann (in der Regel durch die Dehydrierkatalysatoren selbst katalysiert) eine begrenzte Verbrennung von im Reaktionsgasgemisch enthalte¬ nem, im Verlauf der heterogen katalysierten Propandehydrierung gebildetem und/oder dem Reaktionsgasgemisch zugesetztem molekularem Wasserstoff bewirkt werden (es kann auch anwendungstechnisch zweckmäßig sein, im Hordenreaktor Katalysatorbet¬ ten einzufügen, die mit Katalysator beschickt sind, der besonders spezifisch (selektiv) die Verbrennung von Wasserstoff katalysiert (als solche Katalysatoren kommen zum Beispiel jene der Schriften US-A 4 788 371, US-A 4886 928, US-A 5 430 209, US-A 5 530 171 , US-A 5 527 979 und US-A 5 563 314 in Betracht; beispielsweise können sol- che Katalysatorbetten in alternierender Weise zu den Dehydrierkatalysator enthalten¬ den Betten im Hordenreaktor untergebracht sein). Die dabei freigesetzte Reaktions¬ wärme ermöglicht so auf quasi autotherme (die Bruttowärmetönung ist im wesentlichen Null) Weise eine nahezu isotherme Betriebsweise der heterogen katalysierten Propan¬ dehydrierung. Mit zunehmender gewählter Verweilzeit des Reaktionsgases im Kataly- satorbett ist so eine Propandehydrierung bei abnehmender oder im wesentlichen kon¬ stanter Temperatur möglich, was besonders lange Standzeiten zwischen zwei Regene¬ rierungen ermöglicht.
Generell sollte erfindungsgemäß eine wie vorstehend beschriebene Sauerstoffeinspei- sung so vorgenommen werden, dass der Sauerstoffgehalt des Reaktionsgasgemi¬ sches, bezogen auf die darin enthaltene Menge an molekularem Wasserstoff, 0,5 bis 50 bzw. bis 30, vorzugsweise 10 bis 25 Vol.-% beträgt. Als Sauerstoffquelle kommen dabei sowohl reiner molekularer Sauerstoff oder mit Inertgas, zum Beispiel CO1 CO2, N2 und/oder Edelgase, verdünnter Sauerstoff, insbesondere aber auch Luft, sowie Stickoxide in Betracht. Die resultierenden Verbrennungsgase wirken in der Regel zu¬ sätzlich verdünnend und fördern dadurch die heterogen katalysierte Propandehydrie¬ rung. Im Rahmen der erfindungsgemäßen Verfahrensweise bildet das aus der Trennzone B in die Reaktionszone A rückgeführte (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas eine besonders reichhaltige Quelle an molekularem Sauerstoff, die erfindungsgemäß dem Reaktionsgasgemisch im Hordenreaktor in der Regel frühestens nach Durchlau¬ fen des ersten Katalysatorbetts zugefügt würde.
Die Isothermie der heterogen katalysierten Propandehydrierung läßt sich dadurch wei¬ ter verbessern, dass man im Hordenreaktor in den Räumen zwischen den Katalysator- betten geschlossene, vor ihrer Füllung günstigerweise aber nicht notwendigerweise evakuierte, Einbauten (zum Beispiel rohrförmige), anbringt. Derartige Einbauten kön¬ nen auch ins jeweilige Katalysatorbett gestellt werden. Diese Einbauten enthalten ge¬ eignete Feststoffe oder Flüssigkeiten, die oberhalb einer bestimmten Temperatur ver¬ dampfen oder schmelzen und dabei Wärme verbrauchen und dort, wo diese Tempera- tur unterschritten wird, wieder kondensieren und dabei Wärme freisetzen.
Selbstredend lässt sich die Reaktionszone A des erfindungsgemäßen Verfahrens auch wie in der DE-A 10211275 beschrieben (als „Schlaufenvariante") realisieren, die einen integralen Bestandteil dieser Patentanmeldung bildet.
D.h., eine Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens ist ein Verfahren, bei dem man der Reaktionszone A wenigstens drei gasförmige, Propan enthaltende, Zu¬ fuhrströme zuführt, von denen wenigstens einer Frischpropan enthält und wenigstens einer aus der Trennzone B in die Reaktionszone A rückgeführtes, molekularen Sauer- Stoff, nicht umgesetztes Propan und (in der Reaktionszone B) gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltendes (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas ist, und in der Reaktionszone A ihr so zugeführtes Propan einer heterogen katalysier¬ ten (partiellen) Dehydrierung unterwirft (prinzipiell kommen dazu alle in dieser Schrift genannten und ausgeführten heterogen katalysierten Dehydrierverfahren in Betracht), wobei ein Propan und Propylen enthaltendes Produktgasgemisch A erhalten wird, mit der Maßgabe, dass man
a) das Produktgasgemisch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufteilt und eine der beiden Teilmengen (als Dehydrierkreisgas) als einen der wenigstens drei Propan enthaltenden Zufuhrströme in die Reaktionszone A rück¬ führt (vorzugsweise als Bestandteil des Beschickungsgasgemischs (Reaktions- gasausgangsgemischs) der Reaktionszone A) und von der anderen Teilmenge an Produktgasgemisch A (vorzugsweise die gesamte andere Teilmenge) in der ersten Trennzone A erfindungsgemäß weiterbehandelt, und
b) die Zuführung des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases aus der Trennzone B in die Reaktionszone A längs des Reaktionspfads der heterogen katalysierten Dehydrierung des Propans so vornimmt, dass an der Zufuhrstelle bereits wenigstens 5 mol-%, oder wenigstens 10 mol-%, vorzugsweise wenigs¬ tens 15 mol-%, oder wenigstens 20 mol-%, besonders bevorzugt wenigstens 25 mol-%, oder wenigstens 30 mol-%, ganz besonders bevorzugt wenigstens 35 mol-%, oder wenigstens 40 mol-%, und am Besten wenigstens 45 mol-%, o- der wenigstens 50 mol-% (in der Regel jedoch weniger als 70 mol-%, häufig we¬ niger als 60 mol-%, und oft ≤ 50 mol-%) des der Reaktionszone A über die ande¬ ren Zuführströme (insgesamt) zugeführten Propan in der Reaktionszone A be¬ reits dehydrierend umgesetzt sind (besonders bevorzugte Verfahrensvarianten sind dabei wiederum jene, bei denen die vorgenannten Umsatzzahlen Zu jeweils durch ZuKr = (Zu/1 + KGV) ersetzt sind). Dabei kann die Zuführung des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases aus der Trennzone B in die Reakti¬ onszone A an einer Stelle, oder auch auf mehrere hintereinander angeordnete Stellen verteilt erfolgen.
Zweckmäßig wird man wenigstens 10 Vol.-%, bzw. 20 Vol.-% des Produktgas¬ gemischs A in die Reaktionszone A rückführen. Vorteilhaft wird die als Kreisgas in die Reaktionszone A rückgeführte Menge an Produktgasgemisch A jedoch nicht mehr als 90 Vol.-%, bzw. 80 Vol.-% des Produktgasgemischs A betragen. D.h., die als Kreisgas in die Reaktionszone A rückgeführte Teilmenge des Pro¬ duktgasgemischs A kann somit z.B. 20 bis 80 Vol.-%, oder 30 bis 70 Vol.-%, o- der 40 bis 60 Vol.-% oder auch 50 Vol.-% des Produktgasgemischs A betragen. Besonders vorteilhaft ist der Mengenanteil 50 bis 70 Vol.-%.
Eine Möglichkeit, das der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch auf die für die heterogen katalysierte Propandehydrierung in der Reaktionszone A be¬ nötigte Reaktionstemperatur zu erwärmen, besteht auch darin, ihm molekularen Was¬ serstoff zuzusetzen und diesen mittels molekularem Sauerstoff, zum Beispiel an ge¬ eigneten spezifisch wirkenden Verbrennungskatalysatoren (zum Beispiel den in dieser Schrift genannten), zu verbrennen (zum Beispiel durch einfaches Überleiten und/oder Durchleiten), und mittels der so freigesetzten Verbrennungswärme die Erwärmung auf die gewünschte Reaktionstemperatur zu bewirken. Die resultierenden Verbrennungs¬ produkte wie CO2, H2O sowie das den für die Verbrennung benötigten molekularen Sauerstoff gegebenenfalls begleitende N2 bilden vorteilhaft inerte Verdünnungsgase.
Wird längs des Reaktionspfades der heterogen katalysierten Dehydrierung in der Re¬ aktionszone A bereits vorab der Rückführung des molekularen Sauerstoff enthaltenden Restgases aus der Trennzone B ein anderes molekularen Sauerstoff enthaltendes Gas in die Reaktionszone A geführt, wird, unabhängig von der konkreten Ausgestaltung der Reaktionszone A, erfindungsgemäß zweckmäßig darauf geachtet, dass solchermaßen vorab zugeführter molekularer Sauerstoff den Wasserstoffgehalt im Reaktionsgasge- misch in der Reaktionszone A bis zur Zuführstelle des rückzuführenden molekularen Sauerstoff enthaltenden Restgases aus der Trennzone B nicht zu sehr abgesenkt.
Erfindungsgemäß kann das aus der Trennzone B in die Reaktionszone A rückgeführte Restgas auch das einzige der Reaktionszone A zugeführte molekularen Sauerstoff enthaltende Gas sein (unabhängig von der konkreten Ausgestaltung der Reaktionszo¬ ne A). Dies ist jedoch nicht der Regelfall der erfindungsgemäßen Verfahrensweise.
In erfindungsgemäß geschickter Weise wird man die Reaktionszone A mit der Maßga- be gestalten und betreiben, dass sie aus einem ersten und aus einem zweiten Ab¬ schnitt besteht (nachfolgend „Zwei-Abschnitt-Variante" genannt), wobei man
I. dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A wenigstens einen, gasförmiges Pro- pan enthaltenden Zufuhrstrom zuführt, der Frischpropan enthält, und in diesem ersten Abschnitt der Reaktionszone A das ihm so zugeführte Propan einer hete¬ rogen katalysierten Dehydrierung unterwirft, wobei ein Propan, Propylen und mo¬ lekularer Wasserstoff enthaltendes Produktgasgemisch A* erhalten wird, bei dessen Erhalt wenigstens 5 mol-%, oder wenigstens 10 mol-%, vorteilhaft we¬ nigstens 15 mol-%, oder wenigstens 20 mol-%, besonders vorteilhaft wenigstens 25 mol-%, oder wenigstens 30 mol-%, ganz besonders vorteilhaft wenigstens
35 mol-%, oder wenigstens 40 mol-%, und noch besser wenigstens 45 mol-%, oder wenigstens 50 mol-% (in der Regel jedoch weniger als 70 mol-%, oder we¬ niger als 60 mol-%, oder ≤ 50 mol-%) des dem ersten Abschnitt der Reaktions¬ zone A (insgesamt) zugeführten Propan in diesem ersten Abschnitt (der Reakti- onszone A) dehydrierend (heterogen katalysiert) umgesetzt worden sind und das vorzugsweise, bezogen auf die darin enthaltene molare Menge an Propan, eine größere molare Menge an molekularem Wasserstoff enthält, als das dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch;
II. dem Produktgasgemisch A* anschließend molekularen Sauerstoff, nicht umge¬ setztes Propan und gegebenenfalls (in der Reaktionszone B) nicht umgesetztes Propylen enthaltendes (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas aus der Trennzone B zuführt (erfindungsgemäß vorteilhaft wenigstens die Hälfte, bevor¬ zugt wenigstens zwei Drittel oder drei Viertel und ganz besonders bevorzugt die Gesamtmenge (gegebenenfalls abzüglich einer als Verdünnungsgas in die Re¬ aktionszone B rückgeführten Teilmenge identischer Zusammensetzung) des vorgenannten in der Trennzone B anfallenden (jeweils individuell bezogen auf Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases) und das dabei resultierende Reaktionsgasgemisch A* dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A zuführt, und III. in diesem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A unter Ausbildung des Propan und Propylen enthaltenden Produktgasgemischs A im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenen molekularen Sauerstoff mit im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenem molekularen Wasserstoff heterogen katalysiert zu Wasser verbrennt (vorteilhaft wenigstens 25 mol-%, bevorzugt wenigstens 50 mol-%, besonders bevorzugt wenigstens 75 mol-%, besser wenigstens 90 mol-% und am Besten wenigstens 95 mol-% der im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenen Menge an molekularem Sauerstoff) und im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenes Propan gegebenenfalls heterogen katalysiert zu Propylen dehydriert (in der Regel weniger als 40 mol-% bzw. weniger als 30 mol-%, meist weniger als 20 mol-%, häufig weniger als
10 mol-%, und oft weniger als 5 mol-% des im Reaktionsgasgemisch A* enthal¬ tenen Propan). Vorgenannte Mengenverhältnisse können durch Anpassen der Ausmaße des zugehörigen Katalysatorbetts eingeregelt werden;
IV. dann Produktgasgemisch A aus der Reaktionszone A herausgeführt und wie beschrieben in der ersten Trennzone A des erfindungsgemäßen Verfahrens er¬ findungsgemäß weiterbehandelt (gegebenenfalls nicht in die erste Trennzone A geführtes Produktgasgemisch A kann z.B. zur Energieerzeugung verbrannt und/oder zur Erzeugung von Synthesegas etc. verwendet werden).
Als Katalysatoren kommen für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A dabei all diejenigen Katalysatoren in Betracht, die in dieser Schrift auch für die heterogen kata¬ lysierte Dehydrierung empfohlen werden und insbesondere auch für den ersten Ab¬ schnitt der Reaktionszone A geeignet sind, da sie, wie Eingangs dieser Schrift bereits erwähnt, in der Regel auch die Verbrennung von molekularem Wasserstoff zu kataly¬ sieren vermögen (dies trifft insbesondere auf die Katalysatoren der DE-A 19937107 (insbesondere die dort beispielhaft ausgeführten) zu; in einer Konkurrenzsituation zwi¬ schen heterogen katalysierter Propandehydrierung und heterogen katalysierter Was¬ serstoffverbrennung verläuft letztere in der Regel wesentlich schneller und dominiert die erstere). Selbstredend kommen für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A aber auch solche Katalysatoren in Betracht , die spezifisch für die selektive Verbren¬ nung von molekularem Wasserstoff maßgeschneidert sind. Solche Katalysatoren sind z.B. jene der Schriften US-A 4788371 , US-A 4886928, US-A 5430203, US-A 5530171, US-A 5527979 und US-A 5563314.
Grundsätzlich kann der erste Abschnitt der Reaktionszone A sowohl isotherm als auch adiabat gestaltet werden. Im letzteren Fall ist eine auf den einmaligen Durchgang des dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A zugesetzten (zugeführten) Reaktionsgas- ausgangsgemischs durch den ersten Abschnitt der Reaktionszone A bezogene endo- therme bis autotherme Bruttowärmetönung über den ersten Reaktionsabschnitt der Reaktionszone A bevorzugt. Die Reaktionsbedingungen im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A (Reaktionstem¬ peratur (z.B. 400 bzw. 500 bis 800 bzw. 7000C), Reaktionsdruck (z.B. 1 bis 10, bzw. bis 5, bzw. bis 3 bar) und Belastung des Katalysatorbetts mit Reaktionsgasgemisch (z.B. 500 (oder weniger) bis 80000 (oder mehr) Nl/I»h) können grundsätzlich ähnlich wie im ersten Abschnitt der Reaktionszone A gewählt werden.
Prinzipiell kann auch der zweite Abschnitt der Reaktionszone A isotherm oder adiabat gestaltet werden. Im letzteren Fall ist eine auf den einmaligen Durchgang des dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A zugesetzten (zugeführten) Reaktionsgasaus- gangsgemischs (das Reaktionsgasgemisch A*) durch den zweiten Abschnitt der Reak¬ tionszone A bezogene exotherme Bruttowärmetönung über den zweiten Reaktionsab¬ schnitt der Reaktionszone A bevorzugt.
Erfindungsgemäß bevorzugt werden sowohl der erste als auch der zweite Abschnitt der Reaktionszone A adiabat gestaltet, wobei die Kombination „endotherme bis auto- therme Bruttowärmetönung" im ersten Reaktionsabschnitt und „exotherme Bruttowär¬ metönung" im zweiten Reaktionsabschnitt besonders bevorzugt ist.
Besonders vorteilhaft ist dabei eine Ausgestaltung des ersten Abschnitts der Reakti- onszone A in Hordenstruktur, die erfindungsgemäß bevorzugt in adiabater Ausgestal¬ tung endotherm bis autotherm betrieben wird. Die Hordenstruktur enthält ein oder meh¬ rere räumlich aufeinanderfolgende mit Dehydrierkatalysator bestückte Katalysatorbet¬ ten. Die Anzahl der Katalysatorbetten kann 1 bis 20, zweckmäßigerweise 2 bis 8, ins¬ besondere 3 bis 6 betragen (für hohe Dehydrierumsätze im ersten Abschnitt der Reak- tionszone A ist eine große Zahl von Katalysatorbetten vorteilhaft).
Die Katalysatorbetten werden vorzugsweise radial oder axial vom Reaktionsgas durch¬ strömt.
Im einfachsten Fall sind die Katalysatorfestbetten in einem Reaktor axial oder in den Ringspalten von zentrisch ineinander gestellten zylindrischen Gitterrosten hintereinan¬ der angeordnet. Dabei kann es sich beim Reaktor z.B. um einen Schachtofen handeln. Die Durchführung des ersten Abschnitts der Reaktionszone A in einem einzelnen Schachtofen ist ebenso möglich wie die Realisierung der gesamten Reaktionszone A in einem Hordenreaktor.
Würde dem Reaktionsgas vor und/oder nach Eintritt in den ersten Abschnitt der Reak¬ tionszone A an keiner Stelle molekularer Sauerstoff enthaltendes Gas zugesetzt, wür¬ de das Reaktionsgas im in Horden strukturierten ersten Abschnitt der Reaktionszone A auf seinem Weg von einem Katalysatorbett zum nächsten Katalysatorbett zweckmäßig einer Zwischenerhitzung unterworfen, z.B. durch Überleiten über mit heißen Gasen erhitzte Wärmeaustauscheroberflächen, z.B. Wärmeaustauscherrippen, oder durch Durchleiten durch mit heißen Brenngasen beheizte Einbauten, z.B. Rohre.
Im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens wird vorstehend geschilderte Zwi- schenerhitzung jedoch vorzugsweise wenigstens teilweise auf direktem Weg durchge¬ führt. Dazu wird dem Reaktionsgas entweder bereits vor Durchströmen des ersten Ka¬ talysatorbetts und/oder zwischen den nachfolgenden Katalysatorbetten in begrenztem Umfang ein molekularen Sauerstoff enthaltendes Gas (vorzugsweise Luft oder Gemi¬ sche aus Sauerstoff und Inertgasen wie CO2, N2 und Edelgase, oder reiner O2) zuge- setzt.
An einem, oder an mehreren, oder gegebenenfalls an allen, Katalysatorbetten wird so in begrenztem Umfang dem Reaktionsgas vorab zugesetzter und/oder im Verlauf der Dehydrierung gebildeter molekularer Wasserstoff verbrannt. Die dabei freigesetzte Reaktionswärme ermöglicht so bei adiabater Gestaltung eine im wesentlichen auto- therme Betriebsweise des ersten Abschnitts der Reaktionszone A. Bezogen auf die im Reaktionsgas enthaltene Menge an molekularem Wasserstoff sollte die zugesetzte molekulare Sauerstoffmenge 0,5 bis 50 bzw. bis 30 Vol.-% (vorzugsweise 10 bis 25 Vol.-%) betragen. Infolge der hohen Verbrennungswärme des Wasserstoffs ist eine Teilverbrennung vergleichsweise geringer Mengen desselben für den vorgenannten Zweck in der Regel ausreichend.
In einer Ausführungsform der Erfindung erfolgt eine Zwischeneinspeisung von sauer¬ stoffhaltigem Gas gegebenenfalls vor jeder Horde des Hordenreaktors. In einer weite- ren Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens erfolgt die Einspeisung von sauerstoffhaltigem Gas vor jeder Horde außer der ersten Horde. In einer weiteren Aus¬ führungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens ist hinter jeder Sauerstoffeinspei- sungsstelle eine Schüttung aus spezifischem, für Zwecke von H2-Oxidationen geeignetem Oxidationskatalysator vorhanden, gefolgt von einer Schüttung aus Dehydrierkatalysator. Bei Bedarf kann gegebenenfalls zusätzlich vor jeder Horde externer molekularer Wasserstoff (in reiner oder in mit Inertgas verdünnter Form) zugeführt werden. In einer weniger bevorzugten Ausführungsform können die Katalysatorbetten auch Mischungen aus Dehydrier- und H2-Oxidations-Katalysatoren enthalten. Erfindungswesentlich ist jedoch, dass es beim erfindungsgemäßen Verfahren keiner Einspeisung von externem molekularen Wasserstoff in notwendiger Weise bedarf. Die Dehydriertemperatur in der Hordenstruktur (im Hordenreaktor) beträgt in der Regel 400 bis 8000C, der Druck im allgemeinen 0,2 bis 10 bar, bevorzugt 0,5 bis 4 bar und be¬ sonders bevorzugt 1 bis 3 bar. Die Gesamtgasbelastung (GHSV) liegt in der Regel bei 500 bis 10000 h"\ bei Hochlastfahrweise auch bis zu 80000 h'\ regelmäßig bei 30000 bis 40000 h'1. Beisein von Wasserdampf ist förderlich für die Katalysatorstandzeit.
Partialdruckerniedrigung der Reaktanden durch Druckminderung, Verbrennung von in der Dehydrierung gebildetem Wasserstoff und/oder Inertverdünnung, hohe Temperatu- ren und große Hordenzahl fördern den Umsatz der Dehydrierung innerhalb des ersten Abschnitts der Reaktionszone A.
Für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A wird vorzugsweise der gleiche Reak¬ tortyp wie für den ersten Abschnitt der Reaktionszone A angewandt. Allerdings enthält er in der Regel lediglich ein Katalysatorbett. Vorzugsweise werden in beiden Abschnit¬ ten einfache Schachtöfen eingesetzt.
Das molare Verhältnis von molekularem Sauerstoff zu molekularem Wasserstoff kann (im Reaktionsgasgemisch A*) im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A 1 :2 bis 1 :10, vorzugsweise 1 :2 bis 1 :4 betragen. D.h., im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A kann im wesentlichen der gesamte im Reaktionsgemisch A* enthaltene molekulare Sauerstoff mit molekularem Wasserstoff zu Wasser verbrannt werden, so dass das dabei gebildete Produktgasgemisch A weitgehend frei von molekularem Sauerstoff ist. Beispielsweise kann das so gebildete Produktgasgemisch A weniger als 5 Vol.-%, oder weniger als 3 Vol.-%, oder weniger als 1 Vol-%, vielfach sogar weniger als 0,5 oder weniger als 0,2 Vol.-% molekularen Sauerstoff enthalten. Bevorzugt ist ein verschwin¬ dender Gehalt an molekularem Sauerstoff.
Der erste Abschnitt der Reaktionszone A und der zweite Abschnitt der Reaktionszo- ne A können sowohl in voneinander getrennten Reaktoren, als auch in einem einzigen Reaktor (z.B. in einem Hordenreaktor, z.B. in Schachtofenausführung) untergebracht sein.
In erfindungsgemäß noch eleganterer Weise lässt sich die Reaktionszone A als Kom- bination der vorstehend beschriebenen „Schlaufenvariante" und der „Zwei-Abschnitt- Variante" wie folgt gestalten und betreiben.
Dabei wird man das wie vorstehend beschrieben in der „Zwei-Abschnitt-Variante" im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A ausgebildete Produktgasgemisch A zusätzlich in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufteilen und eine der beiden Teil¬ mengen (als Dehydrierkreisgas) als ein weiterer Propan enthaltender Zufuhrstrom in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückführen (bevorzugt als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs des ersten Abschnitts der Reaktionszone A) und von der anderen Teilmenge an Produktgasgemisch A (vorzugsweise die gesamte andere Teilmenge) in der ersten Trennzone A erfindungsgemäß weiterbehandeln. Die Rückführung von Produktgasgemisch A in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A ist erfindungsgemäß insofern vorteilhaft, als das im zweiten Abschnitt der Reaktions¬ zone A gebildete Produktgasgemisch A infolge der Verbrennung von molekularem Sauerstoff mit molekularem Wasserstoff einerseits normalerweise (zumindest bei adia- bat exothermem Betrieb des zweiten Abschnitts der Reaktionszone A) eine erhöhte Temperatur und andererseits, ebenfalls infolge der Sauerstoffverbrennung, einen ge¬ ringen Sauerstoffgehalt und einen nennenswerten Wasserdampfgehalt aufweist. Die Wasserstoffgehalte sind in der Regel gleichfalls gering. Insbesondere bei kleineren Dehydrierumsätzen im ersten Abschnitt der Reaktionszone A kann dem Reaktionsgas- gemisch A* vorab seiner Zuführung in den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A er¬ gänzend externer molekularer Wasserstoff (das ist molekularer Wasserstoff, der weder Bestandteil von in die Reaktionszone A rückgeführtem Kreisgas ist, noch in der Reakti¬ onszone A (oder in einer der anderen Reaktions-/Trennzonen des eriϊndungsgemäßen Verfahrens) selbst gebildet wird) zugegeben werden, um danach im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A z.B. die erwünschte Temperatur des Reaktionsgasgemischs A (sowie Eliminierung von molekularem Sauerstoff in selbigem) zu erreichen.
Gemäß Vorgenanntem eignet sich solchermaßen als Bestandteil des Reaktionsgas- ausgangsgemischs in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückgeführtes Pro- duktgasgemisch A in besonderer Weise, um das dem ersten Abschnitt der Reaktions¬ zone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch auf Reaktionstemperatur zu er¬ wärmen, ohne gleichzeitig das Reaktionsgasausgangsgemisch durch bereits enthalte¬ nen molekularen Wasserstoff thermodynamisch bzw. durch enthaltenen molekularen Sauerstoff kinetisch zu belasten. Der im rückgeführten Produktgasgemisch A enthalte- ne Wasserdampf fördert die heterogen katalysierte Dehydrierung im ersten Abschnitt der Reaktionszone A zusätzlich und macht eine separate Zufuhr von externem Was¬ serdampf in der Regel überflüssig.
D.h., die erfindungsgemäße Verfahrensweise besticht u.a. dadurch, dass sie eine er- findungsgemäße Betriebsweise mit befriedigender Standzeit ermöglicht, ohne dass es in irgendeiner der Reaktions- bzw. Trennzonen der Zufuhr von externem Wasserdampf (das ist Wasserdampf , der in keiner der Reaktions-/Trennzonen des erfindungsgemä¬ ßen Verfahrens gebildet wird) bedarf.
Der in die erste Trennzone A geführte Teil des im zweiten Abschnitts der Reaktionszo¬ ne A gebildeten Produktgasgemischs A eignet sich aufgrund seiner erhöhten Tempera¬ tur gleichzeitig in hervorragender Weise dazu, durch indirekten Wärmeaustausch in einem Gaskühler sowohl zunächst das der Reaktionszone A zugeführte Frischpropan als auch das aus der Trennzone B in die Reaktionszone A rückgeführte Restgas (oder nur eines der beiden Gase) (im wesentlichen auf die erwünschte Reaktionstemperatur) anzuwärmen, und sich selbst gleichzeitig in für die Erfordernisse in der ersten Trenn¬ zone A vorteilhafter Weise abzukühlen. Erfindungsgemäß zweckmäßig wird man wenigstens 10 Vol.-% bzw. 20 Vol.-% des im zweiten Abschnitt gebildeten Produktgasgemischs A in den ersten Abschnitt der Reak¬ tionszone A rückführen. Erfindungsgemäß vorteilhaft wird die als Kreisgas in den ers- ten Abschnitt der Reaktionszone A rückgeführte Teilmenge des Produktgasgemischs A jedoch nicht mehr als 90 Vol.-% bzw. 80 Vol.-% betragen. D.h., die als Kreisgas in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückgeführte Teilmenge des Produktgasge¬ mischs A kann bei der vorgenannten Verfahrensweise z.B. 20 bis 80 Vol.-%, oder 30 bis 70 Vol.-%, oder 40 bis 60 Vol.-%, oder auch 50 Vol.-% des gebildeten Produktgas- gemischs A betragen. Besonders vorteilhaft ist ein (Dehydrier)Kreisgasmengenanteil von 50 bis 70 Vol.-%.
In ganz besonders eleganter Weise lässt sich die Rückführung von vorgenanntem Pro¬ duktgasgemisch A in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A wie folgt gestalten.
Zunächst führt man dem Produktgasgemisch A* das molekularen Sauerstoff, Propan und gegebenenfalls (in der Reaktionszone B) nicht umgesetztes Propylen enthaltende (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas aus der Trennzone B nach dem Prin¬ zip einer mit diesem Restgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe (Figur 1 der DE- A 10211275 erläutert dieses Prinzip, es soll in dieser Schrift auch das Prinzip der Ejek- torstrahldüsen umfassen) zu, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse (1) über eine Mischstrecke (2) und einen Diffusor (3) entspannten Treibstrahls in den zwei¬ ten Abschnitt der Reaktionszone A sowie die Saugwirkung (Saugrichtung) des Saug¬ stutzens (4) in Richtung des ersten Abschnitts der Reaktionszone A weist und die Ver- bindung „Saugstutzen-Mischstrecke-Diffusor" die alleinige Verbindung zwischen den beiden Abschnitten der Reaktionszone A bildet.
Im Saugstutzen wird dadurch ein Unterdruck erzeugt, durch den aus dem ersten Ab¬ schnitt der Reaktionszone A Produktgasgemisch A* angesaugt und bei gleichzeitiger Vermischung mit dem Treibstrahl als Reaktionsgasgemisch A* durch die Mischstrecke (das Mischrohr) über den Diffusor transportiert und in den zweiten Abschnitt der Reak¬ tionszone A entlassen wird (die numerischen Adressen beziehen sich auf die Fig. 1 dieser Schrift).
In notwendigerweise wird man den Druck des Treibstrahls so wählen (die Druckein¬ stellung wird normalerweise mittels eines Radialverdichters bzw. (in selteneren Fällen) mittels eines Gebläses (normalerweise ein Axialverdichter mit niedrigem Druckverhält¬ nis von Enddruck zu Ausgangsdruck) erfolgen), dass der Druck des sich im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A ausbildenden Produktgasgemischs A oberhalb des Drucks, des sich im ersten Abschnitt der Reaktionszone A ausbildenden Produktgas¬ gemischs A* liegt. Eine einfache Rohrverbindung zwischen dem Ausgang des zweiten Abschnitts der Reaktionszone A und dem Eingang in den ersten Abschnitt der Reakti- onszone A, die man zweckmäßig als T-Stück mit Mengenteiler ausführen wird, um eine Teilmenge des Produktgasgemischs A in die erste Trennzone A weiterzuleiten, ist dann normalerweise ausreichend, um eine in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückführende (dem Druckgefälle folgende) Kreisströmung (eine Art natürlicher Um- lauf) des anderen Teils des Produktgemischs A zu erzeugen.
Eine ganz besonders bevorzugte Ausführungsform der Reaktionszone A des erfin¬ dungsgemäßen Verfahrens gestaltet sich daher wie folgt und ist schematisch in der Figur 1 dieser Schrift, auf die sich alle numerischen Adressen beziehen, graphisch dargestellt:
Die Reaktionszone A (17) wird dabei wie bereits beschrieben als Kombination der vor¬ stehend beschriebenen „Schlaufenvariante" und „Zwei-Abschnitt-Variante" gestaltet und betrieben, wobei man zusätzlich folgende Maßgaben erfüllt:
I. dem ersten Abschnitt (0) der Reaktionszone A wenigstens einen, gasförmiges Propan enthaltenden Zufuhrstrom zuführt, der Frischpropan (5) enthält, und in diesem ersten Abschnitt der Reaktionszone A das ihm zugeführte Propan einer heterogen katalysierten (partiellen) Dehydrierung unterwirft, wobei ein Propan, Propylen und molekularen Wasserstoff enthaltendes Produktgasgemisch A* er¬ halten wird, bei dessen Erhalt wenigstens 5 mol-%, oder wenigstens 10 mol-%, vorteilhaft wenigstens 15 mol-%, oder wenigstens 20 mol-%, besonders vorteil¬ haft wenigstens 25 mol-%, oder wenigstens 30 mol-%, ganz besonders vorteil¬ haft wenigstens 35 mol-%, oder wenigstens 40 mol-%, und noch besser wenigs- tens 45 mol-%, oder wenigstens 50 mol-% (in der Regel jedoch weniger als
70 mol-%, oder weniger als 60 mol-%, oder ≤ 50 mol-%) des dem ersten Ab¬ schnitt der Reaktionszone A (insgesamt) zugeführten Propan in diesem ersten Abschnitt dehydrierend umgesetzt worden sind (bei Schlaufenfahrweise in der Reaktionszone A sind bevorzugte Verfahrensvarianten dabei wiederum jene, bei denen die vorgenannten Umsatzzahlen Zu jeweils durch ZuKr = (Zu/1 + KGV) er¬ setzt sind);
dabei wird der erste Abschnitt der Reaktionszone A im wesentlichen adiabat betrieben (d.h. über außerhalb des ersten Abschnitts der Reaktionszone A befindliche Wärme- träger wird dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A im wesentlichen weder (gezielt) Wärme zugeführt noch entnommen);
bezogen auf einmaligen Durchgang des Beschickungsgasgemischs des ersten Ab¬ schnitts der Reaktionszone A durch den ersten Abschnitt der Reaktionszone A ist die Bruttowärmetönung über den ersten Abschnitt der Reaktionszone A endotherm (nega¬ tiv) bis autotherm (im wesentlichen Null); vorzugsweise wird der erste Abschnitt der Reaktionszone A in Hordenstruktur ausge¬ führt;
vorzugsweise enthält die Hordenstruktur (6) 2 bis 20, besonders bevorzugt 2 bis 10 und ganz besonders bevorzugt 2 bis 6 Katalysatorbetten, die vorzugsweise axial (z.B. in einem Schachtofen) oder radial (z.B. in den Ringspalten von zentrisch ineinander gestellte zylindrischen Gitterrosten) angeordnet sind und vom Reaktionsgas in ent¬ sprechender Weise axial oder radial durchströmt werden;
die Hordenstruktur kann z.B. in einem einzigen Reaktor oder in einer Hintereinander¬ schaltung von Reaktoren verwirklicht sein;
die Katalysatorbetten sind vorzugsweise so mit Katalysatoren (z.B. jenen der DE- A 19937107, insbesondere den beispielhaft ausgeführten) beschickt, dass beim Durchströmen des Katalysatorbetts mit einem Reaktionsgas, dessen Zusammenset¬ zung eine Konkurrenzreaktion zwischen heterogen katalysierter Wasserstoffverbren¬ nung und heterogen katalysierter Propandehydrierung zulässt, in Strömungsrichtung zunächst die heterogen katalysierte Wasserstoffverbrennung schneller verläuft;
vorzugsweise wird dem dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführten Reak- tionsgasausgangsgemisch weder externer molekularer Sauerstoff, noch externer mo¬ lekularer Wasserstoff, noch externer molekularer Wasserdampf zugeführt (unter einem an irgendeiner Stelle der Reaktionszone A (oder einer anderen Reaktions-/Trennzone des erfindungsgemäßen Verfahrens) extern zugeführten Gas soll in dieser Schrift ge- nerell Gas verstanden werden, das weder in der Reaktionszone A (noch in einer der anderen Reaktions-/Trennzonen des erfindungsgemäßen Verfahrens) selbst gebildet wird, noch in Kreisfahrweise aus der Reaktionszone A herauskommend unmittelbar und/oder mittelbar in die Reaktionszone A rückgeführt wird);
vorzugsweise wird dem Reaktionsgas(ausgangs)gemisch (des ersten Abschnitts der Reaktionszone A), nachdem es in Strömungsrichtung das erste Katalysatorbett durch¬ laufen hat, vor jedem Durchströmen eines dem ersten Katalysatorbett in Strömungs¬ richtung nachfolgenden Katalysatorbett des ersten Abschnitts der Reaktionszone A in begrenztem Umfang ein molekularen Sauerstoff enthaltendes Gas zugesetzt, wobei die dem Reaktionsgasgemisch so jeweils zugeführte Sauerstoffmenge jeweils so be¬ grenzt wird, dass der resultierende Sauerstoffgehalt des Reaktionsgasgemischs, bezo¬ gen auf den in ihm enthaltenen Wasserstoff, 0,5 bis 50 bzw. bis 30 Vol.-%, vorzugs¬ weise 10 bis 25 Vol.-% beträgt;
als ein solches Sauerstoff enthaltendes Gas wird vorzugsweise Luft (7) verwendet; es kann jedoch auch reiner Sauerstoff oder ein Gemisch aus Sauerstoff und Inertgasen wie CO2, N2 und/oder Edelgasen oder Stickoxid verwendet werden; nach Zusatz des Sauerstoff enthaltenden Gases durchläuft das Reaktionsgas vor¬ zugsweise noch einen statischen Mischer (8), bevor es in das relevante Katalysatorbett eintritt;
die Temperaturen innerhalb des ersten Abschnitts der Reaktionszone A werden vor¬ zugsweise auf 400 bis 7000C gehalten;
der Arbeitsdruck innerhalb des ersten Abschnitts der Reaktionszone A liegt vorzugs- weise bei 0,5 bis 10 bar;
das dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsge- misch (9) (seine Temperatur beträgt vorzugsweise 400 bis 7000C (z.B. 5600C), sein Druck liegt bevorzugt bei 0,5 bis 10 bar) weist vorzugsweise nachfolgende Gehalte auf:
10 bis 35 (z.B. 19 oder 28) Vol.-% Propan,
3 bis 10 (z.B. 7,5 oder 5,5) Vol.-% Propen,
5 bis 20 (z.B. 9 oder 12) Vol.-% Wasserdampf,
0,01 bis 6 (z.B. 3,9 oder 4,3) Vol.-% molekularer Wasserstoff und 0 bis 0,02 Vol.-% molekularer Sauerstoff;
die Belastung der Katalysatorbetten mit Reaktionsgas beträgt häufig 250 bis 5000 h'1 (bei Hochlastfahrweise auch bis 40000 IT1) vorzugsweise 10000 bis 25000 Nl/I»h, be¬ sonders bevorzugt 15000 bis 20000 Nl/I»h;
um das dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführte Frischpropan auf die Reaktionstemperatur zu erwärmen, wird dieses vorteilhaft in indirektem Wärmeaus¬ tausch (in einem Gaskühler üblicher Bauart) zum aus dem zweiten Abschnitt der Reak¬ tionszone A in die Trennzone A geführten heißen Produktgasgemisch A geführt;
außer den in dieser Schrift bereits genannten, werden dem ersten Abschnitt der Reak¬ tionszone A vorzugsweise keine weiteren externen Gase zugeführt;
das im ersten Abschnitt der Reaktionszone A gebildete Produktgasgemisch A* weist vorzugsweise nachfolgende Gehalte auf:
8 bis 32 Vol.-% (z.B. 16 oder 24 Vol.-%) Propan, 3 bis 12 Vol.-% (z.B. 9 oder 6 Vol.-%) Propen, 5 bis 23 VoI.-% (z.B. 11 oder 15 Vol.-%) Wasserdampf, 0,1 bis 6 Vol.-% (z.B. 1 oder 3 Vol.-%) molekularer Wasserstoff, und 0 bis 0,05 Vol.-% molekularer Sauerstoff; es weist vorzugsweise eine Temperatur von 500 bis 75O0C (z.B. 5800C) und vorteilhaft einen Arbeitsdruck von 0,05 bis 10 bar auf.
II. dem Produktgemisch A* anschließend molekularen Sauerstoff, Propan und ge- gebenenfalls (in der Reaktionszone B) nicht umsetztes Propylen enthaltendes
(Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgas aus der Trennzone B zuführt (erfindungsgemäß vorteilhaft wenigstens die Hälfte, bevorzugt wenigstens drei Vierteil und ganz besonders bevorzugt die Gesamtmenge des vorgenannten in der Trennzone B anfallenden Restgases) und das dabei resultierende Reakti- onsgasgemisch A* dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A zuführt;
das dem Produktgasgemisch A* zugeführte Restgas enthält in der Regel 0,5 Vol.-% bis 10 Vol.-%, häufig 1 bis 8 Vol.-% und bevorzugt 2 bis 5 Vol.-% an molekularem Sauer¬ stoff;
die Gehalte des dem Produktgasgemisch A* zugeführten (Haupt- und/oder Neben¬ bzw. Gesamt-)Restgases sind vorzugsweise wie folgt:
10 bis 40 Vol.-% (z.B. 15 oder 32 Vol.-%) Propan, 0 bis 1 Vol.-% Propen,
> 0 bis 5 Vol.-% (z.B. 3 oder 4 Vol.-%) molekularer Sauerstoff,
1 bis 10 Vol.-% (z.B. 2 Vol.-%) Wasserdampf, und
0 bis 0,5 Vol.-% (z.B. 0 bis 0,3 oder 0 bis 0,1 Vol.-%) molekularer Wasserstoff;
vorzugsweise wird dem Produktgasgemisch A* das Restgas in solchen Mengen zuge¬ führt, dass der Sauerstoffgehalt des resultierenden Reaktionsgasgemischs A*, bezo¬ gen auf den in ihm enthaltenen Wasserstoff, 15 bis 50 Vol.-%, vorteilhaft 25 bis 50 Vol.-%, und besonders vorteilhaft 30 oder 40 bis 50 Vol.-% beträgt;
das Reaktionsgasgemisch A* (12) weist vorzugsweise nachfolgende Gehalte auf:
10 bis 38 Vol.-% (z.B. 16 oder 28 Vol.-%) Propan, 3 bis10 Vol.-% (z.B. 5 Vol.-%) Propen, 0 bis 0,05 Vol.-% molekularer Sauerstoff, 3 bis 20 Vol.-% (z.B. 7 oder 12 Vol.-%) Wasserdampf, und 0,1 bis 6 Vol.-% (z.B. 4 Vol.-%) molekularer Wasserstoff.
die Temperatur des Reaktionsgasgemischs A* beträgt vorteilhaft 300 bis 6000C (z.B. 400 bis 5000C), der Druck des Reaktionsgasgemischs A* beträgt vorteilhaft 0,5 bzw. 0,6 bis 12 bar; bevorzugt führt man dem Produktgasgemisch A* (11) das (Haupt- und/oder Neben¬ bzw. Gesamt-)Restgas aus der Trennzone B nach dem Prinzip einer mit diesem Rest¬ gas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe zu, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse (1 ) über eine Mischstrecke (2) und einen Diffusor (3) entspannten Treibstrahls in den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A (13) sowie die Saugrichtung (die Saugwirkung) des Saugstutzens (4) in Richtung des ersten Abschnitts der Reakti¬ onszone A weist und die Verbindung „Saugstutzen-Mischstrecke-Diffusor" die alleinige Verbindung zwischen dem ersten und dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A bildet;
vorzugsweise weist der Treibstrahl eine Temperatur von 400 bzw. 500 bis 6000C und einen Druck von 3 bis 6 bar (vorzugsweise 4 bis 5 bar) auf;
vorzugsweise wird das aus der Trennzone B in die Reaktionszone A geführte Restgas (15) durch indirekten Wärmetausch (14) mit in die Trennzone A geführtem heißem
Produktgasgemisch A (16) auf diese Temperatur erwärmt (vorzugsweise nachdem das Frischpropan bereits mit diesem Produktgasgemisch A erwärmt worden ist);
vorzugsweise wird das aus der Trennzone B in die Reaktionszone A geführte Restgas mittels eines Radial- bzw. Axialverdichters auf vorgenannten Druck verdichtet;
vorzugsweise enthält das Reaktionsgasgemisch A* außer den in dieser Schrift genann¬ ten Gasströmen keine weiteren Gasströme zugesetzt;
III. im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A unter Ausbildung des Propan und Propylen enthaltenden Produktgasgemisch A im Reaktionsgasgemisch A* ent¬ haltenen molekularen Sauerstoff mit darin enthaltenem molekularem Wasserstoff heterogen katalysiert zu Wasser verbrennt (vorteilhaft wenigstens 25 mol-%, be¬ vorzugt wenigstens 50 mol-%, besonders bevorzugt wenigstens 75 mol-%, bes- ser wenigstens 90 mol-% und am Besten wenigstens 95 mol-% der im Reakti¬ onsgasgemisch A* enthaltenen Menge an molekularem Sauerstoff) und gegebe¬ nenfalls im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenes Propan heterogen katalysiert zu Propylen dehydriert (in der Regel weniger als 40 mol-% bzw. weniger als 30 mol-%, meist weniger als 20 mol-%, häufig weniger als 10 mol-%, und oft we- niger als 5 mol-% des im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenen Propan);
dabei wird der zweite Abschnitt der Reaktionszone A im wesentlichen adiabat betrie¬ ben (d.h., über außerhalb des zweiten Abschnitts der Reaktionszone A befindliche Wärmeträger wird dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A im wesentlichen weder (gezielt) Wärme zugeführt noch entnommen); bezogen auf einmaligen Durchgang des Reaktionsgasgemischs A* durch den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A ist die Bruttowärmetönung über den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A exotherm (um diese positive Wärmetönung zu gewährleisten, kann es insbesondere im Fall von vergleichsweise geringen Dehydrierumsätzen im ersten Abschnitt der Reaktionszone zweckmäßig sein, den Wasserstoffgehalt des Re¬ aktionsgasgemischs A* durch Zufuhr von externem Wasserstoff zu erhöhen; anwen¬ dungstechnisch zweckmäßig wird man diese Zufuhr von molekularem Wasserstoff vor¬ teilhaft bereits ins Produktgasgemisch A* hinein vornehmen, sie kann aber z.B. auch in das rückgeführte Restgas hinein erfolgen (19) oder in das resultierende Reaktionsgas- gemisch A*);
außer den in dieser Schrift bereits genannten, werden dem zweiten Abschnitt der Re¬ aktionszone A vorzugsweise keine weiteren externen Gase zugeführt;
die Temperaturen innerhalb des zweiten Abschnitts der Reaktionszone A werden vor¬ zugsweise auf 400 bis 75O0C (bzw. 500 bis 7000C) gehalten;
der Arbeitsdruck innerhalb des zweiten Abschnitts der Reaktionszone A liegt vorzugs¬ weise bei 0,5 bis 12 bar;
für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A sind z.B. diejenigen Katalysatoren ge¬ eignet, die in dieser Schrift auch für die heterogen katalysierte Dehydrierung im ersten Abschnitt der Reaktionszone A als geeignet empfohlen werden, da sie wie eingangs dieser Schrift bereits erwähnt, in der Regel auch die Verbrennung von molekularem Wasserstoff zu katalysieren vermögen (dies trifft insbesondere auf die Katalysatoren der DE-A 19937107 (insbesondere auf die dort beispielhaft aufgeführten) zu, weshalb diese Katalysatoren ganz besonders bevorzugt in beiden Abschnitten der Reaktions¬ zone A zum Einsatz kommen; in einer Konkurrenzsituation zwischen heterogen kataly¬ sierter Propandehydrierung und heterogen katalysierter Wasserstoffverbrennung ver- läuft letztere an den genannten Katalysatoren in der Regel wesentlich schneller und dominiert die erstere); selbstredend kommen für den zweiten Abschnitt der Reaktions¬ zone A aber auch solche Katalysatoren in Betracht, die spezifisch für die selektive Verbrennung von molekularem Wasserstoff maßgeschneidert sind; solche Katalysato¬ ren sind z.B. jene der Schriften US-A 4788371, US-A 4886928, US-A 5430203, US- A 5530171 , US-A 5527979 und US-A 5563314;
als Reaktoren kommen für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A grundsätzlich dieselben in Betracht, wie für den ersten Abschnitt der Reaktionszone A;
vorzugsweise enthält der Reaktor für den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A keine Vielzahl von Katalysatorbetten, sondern nur ein Katalysatorbett; anwendungstechnisch zweckmäßig ist dieses eine Katalysatorbett in einem einfachen Schachtofen untergebracht und wird axial oder radial durchströmt;
die Belastung des vorgenannten Katalysatorbetts mit Reaktionsgasgemisch A* beträgt in der Regel 500 bis 80000 Nl/l-h, vorzugsweise 10000 bis 50000 Nl/I*h, besonders bevorzugt 20000 bis 40000 Nl/I»h (bei nur geringen Dehydrierumsätzen im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A und vorwiegend ausschließlicher Verbrennung von mo¬ lekularem Sauerstoff mit molekularem Wasserstoff kann die vorgenannte Belastung auch bis zu 200000 Nl/l-h betragen);
mit Vorteil sind der erste und der zweite Abschnitt der Reaktionszone A in ein und demselben Reaktor untergebracht;
anwendungsfechnisch vorteilhaft ist der zweite Abschnitt der Reaktionszone A eine mit Katalysator beschickte Horde in einem Hordenreaktor, dessen übrige Horden dem ers¬ ten Abschnitt der Reaktionszone A zugeordnet sind;
das im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A gebildete Produktgasgemisch A weist vorzugsweise nachfolgende Gehalte auf:
7 bis 30 Vol.-% (z.B. 12 oder 24 Vol.-%) Propan,
3 bis 12 Vol.-% (z.B. 6 oder 8 Vol.-%) Propen,
0 bis 0,05 Vol.-% molekularer Sauerstoff,
5 bis 22 Vol.-% (z.B. 10 oder 13 Vol.-%) Wasserdampf und 0, 1 bis 6 Vol.-% (z.B. 4 Vol.-%) molekularer Wasserstoff.
die Temperatur des Produktgasgemischs A beträgt vorteilhaft 400 bis 7000C; der Druck des Reaktionsgasgemischs beträgt vorteilhaft 0,4 bis 10 bar und liegt vorzugsweise gleichzeitig oberhalb des Drucks des Produktgasgemischs A*;
IV. das im zweiten Abschnitt der Reaktionszone A ausgebildete Produktgasge¬ misch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufteilt und die eine der beiden Teilmengen (10) als ein weiterer Propan enthaltender Zufuhrstrom (als Dehydrierkreisgas) in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückführt (bevorzugt als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs des ersten Ab¬ schnitts der Reaktionszone A und vorzugsweise in natürlichem Umlauf dem zum Druck am Ausgang des ersten Abschnitts der Reaktionszone A bestehenden Druckgefälle folgend; die Vermischung mit Frischpropan erfolgt vorzugsweise mittels statischem Mischer vor dem in Strömungsrichtung befindlichen ersten Ka- talysatorbett des ersten Abschnitts der Reaktionszone A) und die andere Teil¬ menge (18) an Produktgasgemisch A (vorzugsweise die gesamte andere Teil¬ menge) in der ersten Trennzone A erfindungsgemäß weiterbehandelt; vorzugsweise führt man die andere Teilmenge (18) an Produktgasgemisch A über ei¬ nen indirekten Wärmeaustauscher (14) in die Trennzone A, um in selbigem das Frischpropan und/oder das Restgas aus der Trennzone B (auf die gewünschte Tempe- ratur) zu erwärmen.
Das im Rahmen der erfindungsgemäßen heterogen katalysierten Propandehydrierung in der Reaktionszone A gebildete Produktgasgemisch A enthält beim erfindungsgemä¬ ßen Verfahren in der Regel Propan, Propen, molekularen Wasserstoff, N2, H2O, Me- than, Ethan, Ethylen, Buten-1 , sonstige Butene (z.B. iso-Buten) und andere C4-
Kohlenwasserstoffe (n-Butan, iso-Butan, Butadien etc.), CO und CO2, im Regelfall aber auch Oxygenate wie Alkohole, Aldehyde und Carbonsäuren (normalerweise mit ≤ 9 C- Atomen). Weiterhin können in geringen Mengen aus dem Restgas herrührende Be¬ standteile enthalten sein, wie z.B. Nebenkomponenten die in der Reaktionszone B ge- bildet werden, aber auch in den Trennzonen A und/oder B verwendetes Absorptions¬ mittel. Es wird sich in der Regel bei einem Druck von 0,3 bis 10 bar befinden und häu¬ fig eine Temperatur von 400 bis 650 bzw. bis 5000C, in günstigen Fällen von 450 bis 5000C aufweisen.
Während die EP-A 117 146, die DE-A 3 313 573 und die US-A 3 161 670 empfehlen, das in der heterogen katalysierten Propandehydrierung gebildete Produktgasgemisch A als solches zur Beschickung der Reaktionszone B zu verwenden, ist es erfindungs¬ gemäß erforderlich, aus dem Produktgasgemisch A vor seiner Weiterverwendung zur Beschickung der Reaktionszone B als Nebenkomponentenauslass wenigstens eine Teilmenge der darin enthaltenen, von Propan und Propylen verschiedenen, Bestandtei¬ le, abzutrennen. Dabei sind die Erfordernisse der DE-A 10211275 zu beachten. Enthält das Produktgasgemisch A noch nennenswerte Mengen an molekularem Wasserstoff, wird vorgenannte Abtrennung in der Regel mit wenigstens einer Teilabtrennung des Wasserstoffs einhergehen oder man wird vorteilhaft eine solche Wasserstoffabtren- nung vorab durchführen.
Letzteres kann z.B. dadurch erfolgen, dass man das Produktgasgemisch A, gegebe¬ nenfalls nachdem man es zuvor in einem indirekten Wärmetauscher abgekühlt hat (zweckmäßigerweise wird, wie bereits erwähnt, in der Reaktionszone A die dabei ent- nommene Wärme zum Erhitzen eines für das erfindungsgemäße Verfahren benötigten Feed-Gases verwendet) über eine, in der Regel zu einem Rohr (in Betracht kommt aber auch ein Platten- oder ein Wickelmodul) gestaltete, Membran leitet, die lediglich für den molekularen Wasserstoff durchlässig ist. Der so abgetrennte molekulare Was¬ serstoff kann bei Bedarf teilweise in die heterogen katalysierte Dehydrierung von Pro- pan (d.h., in die Reaktionszone A) rückgeführt und/oder einer sonstigen Verwertung zugeführt werden. Beispielsweise kann er in Brennstoffzellen verbrannt werden. Alternativ kann eine partielle oder vollständige Wasserstoffabtrennung auch durch par¬ tielle Kondensation, Adsorption und/oder Rektifikation (vorzugsweise unter Druck) vor¬ genommen werden. Die Teil- oder Vollabtrennung von molekularem Wasserstoff aus Produktgasgemisch A kann beim erfindungsgemäßen Verfahren auch durch außerhalb der Reaktionszone A vorzunehmende selektive (z.B. heterogen katalysierte) Verbren¬ nung desselben mit molekularem Sauerstoff vorgenommen werden. Das sich dabei bildende Reaktionswasser kann entweder teilweise oder vollständig abgetrennt oder im Gasgemisch belassen werden, da es in der Reaktionszone B als inertes Verdünnungs¬ gas zu fungieren vermag. Diesbezüglich geeignete Katalysatoren offenbaren bei- spielsweise die US-A 4 788 371 , US-A 4 886 928, US-A 5 430 209, US-A 5 5530171 , US-A 5 527979 und US-A 5 563314.
Erfindungsgemäß zweckmäßig wird man wenigstens 10 mol-%, oder wenigstens 25 mol-%, häufig wenigstens 35 mol-%, oder wenigstens 50 mol-%, vielfach wenigstens 75 mol-% und oft die Gesamtmenge des im aus der Reaktionszone A herausgeführten Produktgasgemisch A enthaltenen molekularen Wasserstoff vorab- und/oder co- ab¬ trennen, bevor das verbleibende Produktgasgemisch A' zur Beschickung der Reakti¬ onszone B verwendet wird. Es ist jedoch ein ganz besonders vorteilhaftes Merkmal der vorstehend zuletzt beschriebenen, ganz besonders bevorzugten Betriebsweise der Reaktionszone A, nämlich der Kombination aus „Schlaufenvariante" und „Zwei- Abschnitt-Variante", mit adiabat endothermer Gestaltung des ersten Abschnitts und adiabat exothermer Gestaltung des zweiten Abschnitts (jeweils der Reaktionszone A), dass dort das Produktgasgemisch A bereits weitgehend frei von molekularem Wasser¬ stoff anfällt, der im Rahmen der Reaktionszone A gebildete molekulare Wasserstoff noch in der Reaktionszone A nahezu quantitativ vorteilhaft genutzt wird und der dabei gebildete Wasserdampf als Bestandteil der in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückgeführten Teilmenge des Produktgasgemischs A gleichfalls einer vorteilhaften Nutzung zugeführt wird. Bei Bedarf kann aus dem Produktgasgemisch A vor seiner Weiterverarbeitung in der Reaktionszone B auch eventuell darin enthaltenes Wasser teilweise oder vollständig abgetrennt (z.B. Auskondensieren) werden. Selbstredend kann bei Bedarf im Rahmen der Abtrennung von molekularem Wasserstoff und/oder Wasserdampf auch eine Abtrennung anderer, von Propan und Propylen verschiedener, Bestandteile des Produktgasgemisches A vorgenommen werden.
Eine einfache Möglichkeit dazu besteht z.B. darin, das vorzugsweise abgekühlte (vor¬ zugsweise auf Temperaturen von 10 bis 100 bzw. 7O0C), Produktgasgemisch A, z.B. bei einem Druck von 0,1 bis 50 bar, vorzugsweise 5 bis 15 bar und einer Temperatur von z.B. 0 bis 100°C, vorzugsweise 20 bis 400C1 mit einem (vorzugsweise hochsieden¬ den) organischen Lösungsmittel (vorzugsweise ein hydrophobes), in welchem Propan und Propylen (gegenüber den anderen Bestandteilen des Produktgasgemischs A zweckmäßig bevorzugt) absorbiert werden, in Kontakt zu bringen (z.B. durch einfaches Durchleiten). Durch nachfolgende Desorption, Rektifikation und/oder Strippung mit ei- nem bezüglich der Reaktionszone B sich inert verhaltenden und/oder in dieser Reakti¬ onszone als Reaktand benötigten Gas (z.B. Luft oder ein anderes Gemisch aus mole¬ kularem Sauerstoff und Inertgas) werden das Propan und Propylen im Gemisch in ge¬ reinigter Form rückgewonnen und zur Beschickung der Reaktionszone B verwendet (vorzugsweise wird wie im Vergleichsbeispiel 1 beschrieben vorgegangen) Das gege¬ benenfalls molekularen Wasserstoff enthaltende Abgas der Absorption kann man z.B. wieder einer Membrantrennung unterwerfen und dann, bei Bedarf, den abgetrennten Wasserstoff in der heterogen katalysierten Propandehydrierung in der Reaktionszone A mitverwenden.
Allerdings ist der CS-Kohlenwasserstoffe/C^Kohlenwasserstoffe Trennfaktor beim vorstehenden Trennverfahren vergleichsweise begrenzt und für die in der DE- A 10245585 beschriebenen Bedürfnisse häufig nicht ausreichend.
Als Alternative für den beschriebenen Trennschritt via Absorption ist für die erfindungs¬ gemäßen Zwecke daher häufig eine Druckwechseladsorption oder eine Druckrektifika¬ tion bevorzugt.
Als Absorptionsmittel für die vorstehend beschriebene absorptive Abtrennung eignen sich grundsätzlich alle Absorptionsmittel, die in der Lage sind, Propan und Propylen zu absorbieren. Bei dem Absorptionsmittel handelt es sich vorzugsweise um ein organi¬ sches Lösungsmittel, das vorzugsweise hydrophob und/oder hochsiedend ist. Vorteil¬ hafterweise hat dieses Lösungsmittel einen Siedepunkt (bei einem Normaldruck von 1 atm) von mindestens 1200C, bevorzugt von mindestens 1800C, vorzugsweise von 200 bis 3500C, insbesondere von 250 bis 3000C, stärker bevorzugt von 260 bis 290°C. Zweckmäßigerweise liegt der Flammpunkt (bei einem Normaldruck von 1 bar) über 1100C. Allgemein eignen sich als Absorptionsmittel relativ unpolare organische Lö¬ sungsmittel, wie zum Beispiel aliphatische Kohlenwasserstoffe, die vorzugsweise keine nach außen wirkende polare Gruppe enthalten, aber auch aromatische Kohlenwasser- Stoffe. Allgemein ist es erwünscht, dass das Absorptionsmittel einen möglichst hohen Siedepunkt bei gleichzeitig möglichst hoher Löslichkeit für Propan und Propylen hat. Beispielhaft als Absorptionsmittel genannt seien aliphatische Kohlenwasserstoffe, zum Beispiel C8-C2o-Alkane oder -Alkene, oder aromatische Kohlenwasserstoffe, zum Bei¬ spiel Mittelölfraktionen aus der Paraffindestillation oder Ether mit sperrigen (sterisch anspruchvollen) Gruppen am O-Atom, oder Gemische davon, wobei diesen ein polares Lösungsmittel, wie zum Beispiel das in der DE-A 43 08 087 offenbarte 1,2-Dimethyl- phthalat zugesetzt sein kann. Weiterhin eignen sich Ester der Benzoesäure und Phthalsäure mit geradkettigen, 1 bis 8 Kohlenstoffatome enthaltenden Alkanolen, wie Benzoesäure-n-butylester, Benzoesäuremethylester, Benzoesäureethylester, Phthal- säuredimethylester, Phthalsäurediethylester, sowie sogenannte Wärmeträgeröle, wie Diphenyl, Diphenylether und Gemische aus Diphenyl und Diphenylether oder deren Chlorderivate und Triarylalkene, zum Beispiel 4-Methyl-4'-benzyl-diphenylmethan und dessen Isomere 2-Methyl-2'-benzyl-diphenyl-methan, 2-Methyl-4'-benzyldiphenyl- methan und 4-Methyl-2'-benzyl-diphenylmethan und Gemische solcher Isomerer. Ein geeignetes Absorptionsmittel ist ein Lösungsmittelgemisch aus Diphenyl und Dipheny- lether, bevorzugt in der azeotropen Zusammensetzung, insbesondere aus etwa 25 Gew.-% Diphenyl (Biphenyl) und etwa 75 Gew.-% Diphenylether, beispielsweise das im Handel erhältliche Diphyl® (z.B von der Bayer Aktiengesellschaft bezogenes). Häufig enthält dieses Lösungsmittelgemisch ein Lösungsmittel wie Dimethylphthalat in einer Menge von 0,1 bis 25 Gew.-%, bezogen auf das gesamte Lösungsmittelgemisch, zugesetzt. Besonders geeignete Absorptionsmittel sind auch Octane, Nonane, Decane, Undecane, Dodecane, Tridecane, Tetradecane, Pentadecane, Hexadecane, Heptade- cane und Octadecane, wobei sich insbesondere Tetradecane als besonders geeignet erwiesen haben. Günstig ist es, wenn das verwendete Absorptionsmittel einerseits den oben genannten Siedepunkt erfüllt, andererseits gleichzeitig aber ein nicht zu hohes Molekulargewicht aufweist. Mit Vorteil beträgt das Molekulargewicht des Absorptions- mittels < 300 g/mol. Geeignet sind auch die in DE-A 33 13 573 beschriebenen Paraf¬ finöle mit 8 bis 16 Kohlenstoffatomen. Beispiele für geeignete Handelsprodukte sind von der Firma Haltermann vertriebene Produkte wie Haipasole i, wie Halpasol 250/340 i und Halpasol 250/275 i, sowie Druckfarbenöle unter den Bezeichnungen PKWF und Printosol. Bevorzugt sind an Aromaten freie Handelsprodukte, z.B. solche des Typs PKWFaf.
Die Durchführung der Absorption unterliegt keinen besonderen Beschränkungen. Es können alle dem Fachmann gängigen Verfahren und Bedingungen eingesetzt werden. Vorzugsweise wird das Gasgemisch bei einem Druck von 1 bis 50 bar, bevorzugt 2 bis 20 bar, stärker bevorzugt 5 bis 15 bar, und einer Temperatur von 0 bis 1000C, insbe¬ sondere von 20 bis 50 bzw. 40°C, mit dem Absorptionsmittel in Kontakt gebracht. Die Absorption kann sowohl in Kolonnen als auch in Quenchapparaten vorgenommen wer¬ den. Dabei kann im Gleichstrom oder im Gegenstrom (ist bevorzugt) gearbeitet wer¬ den. Geeignete Absorptionskolonnen sind zum Beispiel Bodenkolonnen (mit Glocken- und/oder Siebböden), Kolonnen mit strukturierten Packungen (zum Beispiel Blechpa¬ ckungen mit einer spezifischen Oberfläche von 100 bis 1000, oder bis 750 m2/m3, zum Beispiel Mellapak® 250 Y) und Füllkörperkolonnen (zum Beispiel mit Raschig- Füllkörpern gefüllte). Es können aber auch Riesel- und Sprühtürme, Graphit¬ blockabsorber, Oberflächenabsorber wie Dickschicht- und Dünnschichtabsorber sowie Tellerwäscher, Kreuzschleierwäscher und Rotationswäscher verwendet werden. Zu¬ dem kann es günstig sein, die Absorption in einer Blasensäule mit und ohne Einbauten stattfinden zu lassen.
Die Abtrennung des Propans und Propylens von dem Absorptionsmittel kann durch Strippung, Entspannungsverdampfung (Flashen) und/oder Destillation erfolgen. Die Abtrennung des Propans und Propylens von dem Absorptionsmittel erfolgt vor¬ zugsweise durch Strippen und/oder Desorption. Die Desorption kann in üblicher Weise über eine Druck- und/oder Temperaturänderung durchgeführt werden, vorzugsweise bei einem Druck von 0,1 bis 10 bar, insbesondere 1 bis 5 bar, stärker bevorzugt 1 bis 3 bar, und einer Temperatur von 0 bis 2000C, insbesondere 20 bis 1000C1 stärker be¬ vorzugt 30 bis 7O0C, besonders bevorzugt 30 bis 500C. Ein für die Strippung geeigne¬ tes Gas ist beispielsweise Wasserdampf, bevorzugt sind jedoch insbesondere Sauer- stoff-/Stickstoff-Mischungen, beispielsweise Luft. Bei der Verwendung von Luft bezie¬ hungsweise Sauerstoff-/Stickstoff-Mischungen, bei denen der Sauerstoffgehalt über 10 Vol-% liegt, kann es sinnvoll sein, vor und/oder während des Strippprozesses ein Gas zuzusetzen, das den Explosionsbereich reduziert. Besonders geeignet dafür sind Gase mit einer spezifischen Wärmekapazität > 29 J/mol»K bei 200C, wie zum Beispiel Methan, Ethan, Propan, Propen, Benzol, Methanol, Ethanol, sowie Ammoniak, Kohlen¬ dioxid, und Wasser. C4-Kohlenwasserstoffe sind erfindungsgemäß bevorzugt als sol- che Zusätze jedoch zu vermeiden. Besonders geeignet für die Strippung sind auch Blasensäulen mit und ohne Einbauten.
Die Abtrennung des Propans und Propylens von dem Absorptionsmittel kann auch über eine Destillation bzw. Rektifikation erfolgen, wobei die dem Fachmann geläufigen Kolonnen mit Packungen, Füllkörpern oder entsprechenden Einbauten verwendet wer¬ den können. Bevorzugte Bedingungen bei der Destillation bzw. Rektifikation sind ein Druck von 0,01 bis 5 bar, insbesondere 0,1 bis 4 bar, stärker bevorzugt 1 bis 3 bar, und eine Temperatur (im Sumpf) von 50 bis 3000C, insbesondere 150 bis 25O0C.
Ein durch Strippen aus dem Absorptionsmittel gewonnenes Gasgemisch kann vor sei¬ ner Verwendung zur Beschickung der Reaktionszone B noch einer weiteren Verfah¬ rensstufe zugeführt werden, um z.B. die Verluste an mitgestripptem Absorptionsmittel zu reduzieren (z.B. Abscheidung in Demistern und/oder Tiefenfiltern) und die Reakti¬ onszone B so gleichzeitig vor Absorptionsmittel zu schützen oder um die Trennwirkung zwischen C3-/C4-Kohlenwasserstoffen weiter zu verbessern. Eine solche Abtrennung des Absorptionsmittels kann nach allen dem Fachmann bekannten Verfahrensschritten erfolgen. Eine im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens bevorzugte Ausfüh¬ rungsform einer solchen Abtrennung ist z.B. das Quenchen des Ausgangsstromes aus der Strippvorrichtung mit Wasser. In diesem Fall wird das Absorptionsmittel aus die- sem beladenen Ausgangsstrom mit Wasser herausgewaschen und der Ausgangsstrom gleichzeitig mit Wasser beladen. Diese Wäsche beziehungsweise das Quenchen kann z.B. am Kopf einer Desorptionskolonne über einem FIüssigkeits-Fangboden durch Ge¬ gensprühen von Wasser oder in einem eigenen Apparat erfolgen.
Zur Unterstützung des Trenneffektes können im Quenchraum die Quenchoberfläche vergößernde Einbauten installiert werden, wie sie dem Fachmann von Rektifikationen, Absorptionen und Desorptionen her bekannt sind. Wasser ist insofern ein bevorzugtes Waschmittel, da es in der nachfolgenden wenigs¬ tens einen Partialzone normalerweise nicht stört. Nachdem das Wasser das Absorpti¬ onsmittel aus dem mit Propan und Propylen beladenen Ausgangstrom herausgewa- sehen hat, kann das Wasser/Absorptionsmittel-Gemisch einer Phasentrennung zuge¬ führt und der behandelte Ausgangstrom unmittelbar der Reaktionszone B zugeführt werden.
Sowohl das im wesentlichen C3-frei gestrippte Absorptionsmittel als auch das in der Phasentrennung rückgewonnene Absorptionsmittel können für den Absorptionszweck wiederverwendet werden.
Das in einer wie beispielhaft beschrieben durchführbaren Abtrennung anfallende, das Propan und Propen enthaltende Gasgemisch kann nun in an sich bekannter Weise zur Beschickung einer heterogen katalysierten Gasphasenpartialoxidation des Propylens zu Acrolein und/oder Acrylsäure eingesetzt werden, wie es z.B. in der WO 01/96270 und in den Schriften DE-A 10245585, DE-A 10246119, DE-A 10313210, DE-A 10313214, DE-A 10313213, DE-A 10313212, DE-A 10308824, DE-A 10313208 und DE-A 10211275 beschrieben ist. Als Oxidationsmittel kann dabei reiner molekularer Sauerstoff, Luft, mit Sauerstoff angereicherte Luft oder jedes sonstige Gemisch aus Sauerstoff und Inertgas zugesetzt werden.
Dabei wird man beim erfindungsgemäßen Verfahren die Zusammensetzung des Be¬ schickungsgasgemisches (vgl. DE-A 10245585 und DE-A 10246119) für die Reakti- onszone B so einstellen, dass es die nachfolgenden molaren Verhältnisse erfüllt:
Propan : Propen : N2 : O2 : H2O : sonstige
= 0,5 bis 20 : 1 : 0,1 bis 40 : 0,1 bis 10 : 0 bis 20 : 0 bis 1.
Mit Vorteil betragen die vorgenannten molaren Verhältnisse erfindungsgemäß = 1 bzw. 2 bis 10 : 1 : 0,5 bis 20 : 0,5 bis 5 : 0,01 bis 10 : 0 bis 1.
Günstig ist es auch, wenn die vorgenannten molaren Verhältnisse erfindungsgemäß = 3 bis 6 : 1 : 1 bis 10 : 1 bis 3 : 0,1 bis 2 : 0 bis 0,5 betragen.
In an sich bekannter Weise läuft die heterogen katalysierte Gasphasen-Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure mit molekularem Sauerstoff in zwei längs der Reaktions¬ koordinate aufeinanderfolgenden Schritten ab, von denen der erste zum Acrolein und der zweite vom Acrolein zur Acrylsäure führt.
Dieser Reaktionsablauf in zwei zeitlich aufeinanderfolgenden Schritten eröffnet in an sich bekannter Weise die Möglichkeit, die Reaktionszone B des erfindungsgemäßen Verfahrens in diesem Fall zweistufig, d.h., in zwei hintereinander angeordneten Oxida- tionszonen auszuführen, wobei in jeder der beiden Oxidationszonen der zu verwen¬ dende oxidische Katalysator in optimierender Weise angepasst werden kann (auch kann die Reaktion auf der Stufe des Acrolein abgebrochen werden). So wird für die erste Oxidationszone (Propylen → Acrolein) in der Regel ein Katalysator auf der Basis von die Elementkombination Mo-Bi-Fe enthaltenden Multimetalloxiden bevorzugt, wäh¬ rend für die zweite Oxidationszone (Acrolein → Acrylsäure) normalerweise Katalysato¬ ren auf der Basis von die Elementkombination Mo-V enthaltenden Multimetalloxiden bevorzugt werden.
Entsprechende Multimetalloxidkatalysatoren für die beiden Oxidationszonen sind viel¬ fach vorbeschrieben und dem Fachmann wohlbekannt. Beispielsweise verweist die EP-A 253 409 auf Seite 5 auf entsprechende US-Patente.
Günstige Katalysatoren für die beiden Oxidationszonen offenbaren auch die DE-A 4 431 957, die DE-A 102004025445 und die DE-A 4431949. Dieses gilt insbesondere für jene der allgemeinen Formel I in den beiden vorgenannten Schriften. Besonders vor¬ teilhafte Katalysatoren für die beiden Oxidationszonen offenbaren die Schriften DE-A 10325488, DE-A 10325487, DE-A 10353954, DE-A 10344149, DE-A 10351269, DE-A 10350812, DE-A 10350822.
Die vorgenannten Schriften offenbaren auch erfindungsgemäß geeignete Gasphasen- partialoxidationsverfahren.
Für den ersten Schritt der Partialoxidation, die heterogen katalysierte Gasphasen- Partialoxidation von Propylen zu Acrolein, kommen, wie bereits gesagt, prinzipiell alle Mo, Bi und Fe enthaltenden Multimetalloxidmassen in Betracht.
Dies sind insbesondere die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formel I der DE-A 19955176, die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formel I der DE-A 19948523, die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formeln I1 Il und III der DE- A 10101695, die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formeln I, Il und III der DE-A 19948248 und die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formeln I1 Il und III der DE-A 19955168 sowie die in der EP-A 700714 genannten Multimetalloxidaktiv- massen.
Ferner eignen sich für diesen Oxidationsschritt die Mo, Bi und Fe enthaltenden Multi¬ metalloxidkatalysatoren die in den Schriften DE-A 10046957, DE-A 10063162, DE-C 3338380, DE-A 19902562, EP-A 15565, DE-C 2380765, EP-A 807465, EP-A 279374, DE-A 3300044, EP-A 575897, US-A 4438217, DE-A 19855913, WO 98/24746, DE-A 19746210 (diejenigen der allgemeinen Formel II), JP-A 91/294239, EP-A 293224 und EP-A 700714 offenbart werden. Dies gilt insbesondere für die beispielhaften Ausfüh- rungsformen in diesen Schriften, unter denen jene der EP-A 15565, der EP-A 575897, der DE-A 19746210 und der DE-A 19855913 besonders bevorzugt werden. Besonders hervorzuheben sind in diesem Zusammenhang ein Katalysator gemäß Beispiel 1c aus der EP-A 15565 sowie ein in entsprechender Weise herzustellender Katalysator, des- sen Aktivmasse jedoch die Zusammensetzung Mo12Ni6i5Zn2Fe2BiiPo,oo65Ko,o6θx'1 OSiO2 aufweist. Ferner sind hervorzuheben das Beispiel mit der laufenden Nr. 3 aus der DE-A 19855913 (Stöchiometrie: MOi2Co7Fe3BiO16Ko1OsSiI16Ox) als Hohlzylindervollkatalysator der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außendurchmesser x Höhe x Innendurchmes¬ ser) sowie der Multimetalloxid Il - Vollkatalysator gemäß Beispiel 1 der DE-A 19746210. Ferner wären die Multimetalloxid-Katalysatoren der US-A 4438217 zu nen¬ nen. Letzteres gilt insbesondere dann, wenn diese Hohlzylinder eine Geometrie 5,5 mm x 3 mm x 3,5 mm, oder 5 mm x 2 mm x 2 mm, oder 5 mm x 3 mm x 2 mm, oder 6 mm x 3 mm x 3 mm, oder 7 mm x 3 mm x 4 mm (jeweils Außendurchmesser x Höhe x Innendurchmesser) aufweisen. Weitere mögliche Katalysatorgeometrien sind in diesem Zusammenhang Stränge (z.B. 7,7 mm Länge und 7 mm Durchmesser; oder 6,4 mm Länge und 5,7 mm Durchmesser).
Eine Vielzahl der für den Schritt vom Propylen zum Acrolein geeigneten Multimetall- oxidaktivmassen lässt sich unter der allgemeinen Formel IV,
MO^BiaFe^cX'dX'eX'fOn (IV),
in der die Variablen nachfolgende Bedeutung aufweisen:
X1 = Nickel und/oder Kobalt,
X2 = Thallium, ein Alkalimetall und/oder ein Erdalkalimetall,
X3 = Zink, Phosphor, Arsen, Bor, Antimon, Zinn, Cer, Blei und/oder Wolfram,
X4 = Silicium, Aluminium, Titan und/oder Zirkonium,
a= 0,5 bis 5, b= 0,01 bis 5, vorzugsweise 2 bis 4, c= 0 bis 10, vorzugsweise 3 bis 10, d= 0 bis 2, vorzugsweise 0,02 bis 2, e= 0 bis 8, vorzugsweise 0 bis 5, f= 0 bis 10 und
n= eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede¬ nen Elemente in IV bestimmt wird,
subsummieren. Sie sind in an sich bekannter Weise erhältlich (siehe z.B. die DE-A 4023239) und wer¬ den üblicherweise in Substanz zu Kugeln, Ringen oder Zylindern geformt oder auch in Gestalt von Schalenkatalysatoren, d.h., mit der Aktivmasse beschichteten vorgeform¬ ten, inerten Trägerkörpern, eingesetzt. Selbstverständlich können sie aber auch in PuI- verform als Katalysatoren angewendet werden.
Prinzipiell können Aktivmassen der allgemeinen Formel IV in einfacher Weise dadurch hergestellt werden, dass man von geeigneten Quellen ihrer elementaren Konstituenten ein möglichst inniges, vorzugsweise feinteiliges, ihrer Stöchiometrie entsprechend zu- sammengesetztes, Trockengemisch erzeugt und dieses bei Temperaturen von 350 bis 6500C calciniert. Die Calcination kann sowohl unter Inertgas als auch unter einer oxida- tiven Atmosphäre wie z.B. Luft (Gemisch aus Inertgas und Sauerstoff) sowie auch un¬ ter reduzierender Atmosphäre (z.B. Gemisch aus Inertgas, NH3, CO und/oder H2) er¬ folgen. Die Calcinationsdauer kann einige Minuten bis einige Stunden betragen und nimmt üblicherweise mit der Temperatur ab. Als Quellen für die elementaren Konstitu¬ enten der Multimetalloxidaktivmassen IV kommen solche Verbindungen in Betracht, bei denen es sich bereits um Oxide handelt und/oder um solche Verbindungen, die durch Erhitzen, wenigstens in Anwesenheit von Sauerstoff, in Oxide überführbar sind.
Neben den Oxiden kommen als solche Ausgangsverbindungen vor allem Halogenide, Nitrate, Formiate, Oxalate, Citrate, Acetate, Carbonate, Aminkomplexe, Ammonium- Salze und/oder Hydroxide in Betracht (Verbindungen wie NH4OH, (NH4J2CO3, NH4NO3, NH4CHO2, CH3COOH, NH4CH3CO2 und/oder Ammoniumoxalat, die spätestens beim späteren Calcinieren zu gasförmig entweichenden Verbindungen zerfallen und/oder zersetzt werden können, können in das innige Trockengemisch zusätzlich eingearbei¬ tet werden).
Das innige Vermischen der Ausgangsverbindungen zur Herstellung von Multimetall¬ oxidaktivmassen IV kann in trockener oder in nasser Form erfolgen. Erfolgt es in tro- ckener Form, so werden die Ausgangsverbindungen zweckmäßigerweise als feinteilige Pulver eingesetzt und nach dem Mischen und gegebenenfalls Verdichten der Calcinie- rung unterworfen. Vorzugsweise erfolgt das innige Vermischen jedoch in nasser Form. Üblicherweise werden dabei die Ausgangsverbindungen in Form einer wässrigen Lö¬ sung und/oder Suspension miteinander vermischt. Besonders innige Trockengemische werden beim beschriebenen Mischverfahren dann erhalten, wenn ausschließlich von in gelöster Form vorliegenden Quellen der elementaren Konstituenten ausgegangen wird. Als Lösungsmittel wird bevorzugt Wasser eingesetzt. Anschließend wird die erhaltene wässrige Masse getrocknet, wobei der Trocknungsprozess vorzugsweise durch Sprüh¬ trocknung der wässrigen Mischung mit Austrittstemperaturen von 100 bis 15O0C er- folgt. Die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formel IV können für den Schritt "Propylen → Acrolein" sowohl in Pulverform als auch zu bestimmten Katalysatorgeo¬ metrien geformt eingesetzt werden, wobei die Formgebung vor oder nach der ab¬ schließenden Calcination erfolgen kann. Beispielsweise können aus der Pulverform der Aktivmasse oder ihrer uncalcinierten und/oder partiell calcinierten Vorläufermasse durch Verdichten zur gewünschten Katalysatorgeometrie (z.B. durch Tablettieren, Extrudieren oder Strangpressen) Vollkatalysatoren hergestellt werden, wobei gegebe¬ nenfalls Hilfsmittel wie z.B. Graphit oder Stearinsäure als Gleitmittel und/oder Form¬ hilfsmittel und Verstärkungsmittel wie Mikrofasern aus Glas, Asbest, Siliciumcarbid oder Kaliumtitanat zugesetzt werden können. Geeignete Vollkatalysatorgeometrien sind z.B. Vollzylinder oder Hohlzylinder mit einem Außendurchmesser und einer Länge von 2 bis 10 mm. Im Fall der Hohlzylinder ist eine Wandstärke von 1 bis 3 mm zweck¬ mäßig. Selbstverständlich kann der Vollkatalysator auch Kugelgeometrie aufweisen, wobei der Kugeldurchmesser 2 bis 10 mm betragen kann.
Eine besonders günstige Hohlzylindergeometrie beträgt 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außen¬ durchmesser x Länge x Innendurchmesser), insbesondere im Fall von Vollkatalysato¬ ren.
Selbstverständlich kann die Formgebung der pulverförmigen Aktivmasse oder ihrer pulverförmigen, noch nicht und/oder partiell calcinierten, Vorläufermasse auch durch Aufbringen auf vorgeformte inerte Katalysatorträger erfolgen. Die Beschichtung der Trägerkörper zur Herstellung der Schalenkatalysatoren wird in der Regel in einem ge¬ eigneten drehbaren Behälter ausgeführt, wie es z.B. aus der DE-A 2909671 , der EP-A 293859 oder aus der EP-A 714700 bekannt ist. Zweckmäßigerweise wird zur Be¬ schichtung der Trägerkörper die aufzubringende Pulvermasse befeuchtet und nach dem Aufbringen, z.B. mittels heißer Luft, wieder getrocknet. Die Schichtdicke der auf den Trägerkörper aufgebrachten Pulvermasse wird zweckmäßigerweise im Bereich 10 bis 1000 μm, bevorzugt im Bereich 50 bis 500 μm und besonders bevorzugt im Bereich 150 bis 250 μm liegend, gewählt.
Als Trägermaterialien können dabei übliche poröse oder unporöse Aluminiumoxide, Siliciumdioxid, Thoriumdioxid, Zirkondioxid, Siliciumcarbid oder Silikate wie Magnesi¬ um- oder Aiuminiumsilikat verwendet werden. Sie verhalten sich bezüglich der dem erfindungsgemäßen Verfahren unterliegenden Zielreaktion in der Regel im wesentli¬ chen inert. Die Trägerkörper können regelmäßig oder unregelmäßig geformt sein, wo¬ bei regelmäßig geformte Trägerkörper mit deutlich ausgebildeter Oberflächenrauhig¬ keit, z.B. Kugeln oder Hohlzylinder, bevorzugt werden. Geeignet ist die Verwendung von im wesentlichen unporösen, oberflächenrauhen, kugelförmigen Trägern aus Stea- tit, deren Durchmesser 1 bis 10 mm bzw. bis 8 mm, bevorzugt 4 bis 5 mm beträgt. Ge¬ eignet ist aber auch die Verwendung von Zylindern als Trägerkörper, deren Länge 2 bis 10 mm und deren Außendurchmesser 4 bis 10 mm beträgt. Im Fall von erfindungs- gemäß geeigneten Ringen als Trägerkörper liegt die Wanddicke darüber hinaus übli¬ cherweise bei 1 bis 4 mm. Erfindungsgemäß bevorzugt zu verwendende ringförmige Trägerkörper besitzen eine Länge von 2 bis 6 mm, einen Außendurchmesser von 4 bis 8 mm und eine Wanddicke von 1 bis 2 mm. Erfindungsgemäß geeignet sind vor allem auch Ringe der Geometrie 7 mm x 3 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x In¬ nendurchmesser) als Trägerkörper. Die Feinheit der auf die Oberfläche des Trägerkör¬ pers aufzubringenden katalytisch aktiven Oxidmassen wird selbstredend an die ge¬ wünschte Schalendicke angepasst (vgl. EP-A 714 700).
Für den Schritt vom Propylen zum Acrolein zu verwendende Multimetalloxidaktivmas- sen sind ferner Massen der allgemeinen Formel V,
IY1β-Y2b-Oχ.]p[Y3c-Y4«rY5β-YβfYVYZh-O/]q (V),
in der die Variablen folgende Bedeutung haben:
Y1 = nur Wismut oder Wismut und wenigstens eines der Elemente Tellur, Antimon,
Zinn und Kupfer,
Y2 = Molybdän oder Molybdän und Wolfram, Y3 = ein Alkalimetall, Thallium und/oder Samarium,
Y4 = ein Erdalkalimetall, Nickel, Kobalt, Kupfer, Mangan, Zink, Zinn, Cadmium und/oder Quecksilber,
Y5 = Eisen oder Eisen und wenigstens eines der Elemente Chrom und Cer, Y6 = Phosphor, Arsen, Bor und/oder Antimon, Y7 = ein seltenes Erdmetall, Titan, Zirkonium, Niob, Tantal, Rhenium, Ruthenium,
Rhodium, Silber, Gold, Aluminium, Gallium, Indium, Silicium, Germanium, Blei,
Thorium und/oder Uran,
a' = 0,01 bis 8, b' = 0,1 bis 30, c' = 0 bis 4, d' = 0 bis 20, e' > 0 bis 20, f = 0 bis 6, g' = 0 bis 15, h' = 8 bis 16, x',y'= Zahlen, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede¬ nen Elemente in V bestimmt werden und p,q = Zahlen, deren Verhältnis p/q 0,1 bis 10 beträgt,
enthaltend dreidimensional ausgedehnte, von ihrer lokalen Umgebung aufgrund ihrer von ihrer lokalen Umgebung verschiedenen Zusammensetzung abgegrenzte, Bereiche der chemischen Zusammensetzung Y1 a'Y2 bOX', deren Größtdurchmesser (längste durch den Schwerpunkt des Bereichs gehende direkte Verbindungsstrecke zweier auf der Oberfläche (Grenzfläche) des Bereichs befindlicher Punkte) 1 nm bis 100 μm, häu¬ fig 10 nm bis 500 nm oder 1 μm bis 50 bzw. 25 μm, beträgt.
Besonders vorteilhafte erfindungsgemäße Multimetalloxidmassen V sind solche, in denen Y1 nur Wismut ist.
Unter diesen werden wiederum jene bevorzugt, die der allgemeinen Formel VI,
[Bia..Z2 b..Ox..]p.. [Z2 12Z3 c.Z4 d..Fee..Z5 f.Z6 g..Z7 h..Oy.]q.. (VI),
in der die Varianten folgende Bedeutung haben:
Z2 = Molybdän oder Molybdän und Wolfram,
Z3 = Nickel und/oder Kobalt,
Z4 = Thallium, ein Alkalimetall und/oder ein Erdalkalimetall,
Z5= Phosphor, Arsen, Bor, Antimon, Zinn, Cer und/oder Blei,
Z6 = Silicium, Aluminium, Titan und/oder Zirkonium, Z7 = Kupfer, Silber und/oder Gold,
a" = 0,1 bis 1, b" = 0,2 bis 2, c" = 3 bis 10, d" = 0,02 bis 2, e" = 0,01 bis 5, vorzugsweise 0,1 bis 3, f = 0 bis 5, g" = O bis 10, h" = 0 bis 1, x",y"= Zahlen, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede¬ nen Element in VI bestimmt werden, p",q"=Zahlen, deren Verhältnis p'Vq" 0,1 bis 5, vorzugsweise 0,5 bis 2 beträgt,
entsprechen, wobei diejenigen Massen VI ganz besonders bevorzugt werden, in denen ZV = (Wolframy1 und Z2 12 = (Molybdän)12 ist.
Ferner ist es von Vorteil, wenn wenigstens 25 mol-% (bevorzugt wenigstens 50 mol-% und besonders bevorzugt 100 mol-%) des gesamten Anteils [Y1 aΥ2 bOx-]p ([Bia»Z2 b»Ox..]p») der erfindungsgemäß geeigneten Multimetalloxidmassen V (Multimetalloxidmassen VI) in den erfindungsgemäß geeigneten Multimetalloxidmassen V (Multimetalloxidmassen VI) in Form dreidimensional ausgedehnter, von ihrer lokalen Umgebung aufgrund ihrer von ihrer lokalen Umgebung verschiedenen chemischen Zusammensetzung abge¬ grenzter, Bereiche der chemischen Zusammensetzung
Y1 a.Y2 bOx. [Bia"Z2 b..Ox»] vorliegen, deren Größtdurchmesser im Bereich 1 nm bis 100 μm liegt.
Hinsichtlich der Formgebung gilt bezüglich Multimetalloxidmassen V-Katalysatoren das bei den Multimetalloxidmassen IV-Katalysatoren Gesagte.
Die Herstellung von Multimetalloxidmassen V-Aktivmassen ist z.B. in der EP-A 575897 sowie in der DE-A 19855913 beschrieben.
Die vorstehend empfohlenen inerten Trägermaterialien kommen u.a. auch als inerte Materialien zur Verdünnung und/oder Abgrenzung der entsprechenden Katalysator¬ festbetten, bzw. als deren schützende und/oder das Gasgemisch aufheizende Vor- schüttung in Betracht.
An dieser Stelle sei erwähnt, daß sich alle Katalysatoren und Multimetalloxidmassen, die für den Schritt vom Propylen zum Acrolein als geeignet empfohlen wurden, sich grundsätzlich auch für die Partialammoxidation von Propylen zu Acrylnitril eignen.
Für den zweiten Schritt, die heterogen katalysierte Gasphasen-Partialoxidation von Acrolein zu Acrylsäure, kommen, wie bereits gesagt, prinzipiell alle Mo und V enthal¬ tenden Multimetaiioxidmassen als Aktivmassen in Betracht, z.B. jene der DE-A 10046928.
Eine Vielzahl derselben, z.B. diejenigen der DE-A 19815281, lässt sich unter der all¬ gemeinen Formel VII1
Figure imgf000048_0001
in der die Variablen folgende Bedeutung haben:
X1 = W, Nb, Ta, Cr und/oder Ce,
X2 = Cu, Ni1 Co1 Fe, Mn und/oder Zn1 X3 = Sb und/oder Bi,
X4 = eines oder mehrere Alkalimetalle,
X5 = eines oder mehrere Erdalkalimetalle,
X6 = Si, AI, Ti und/oder Zr,
a = 1 bis 6, b = 0,2 bis 4, c = 0,5 bis 18, d = = 0 bis 40, e = ■■ o bis 2,
Figure imgf000049_0001
g = = 0 bis 40 und n = : eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede- nen Elemente in VII bestimmt wird
subsummieren.
Erfindungsgemäß bevorzugte Ausführungsformen innerhalb der aktiven Multimetalloxi- de VII sind jene, die von den nachfolgenden Bedeutungen der Variablen der allgemei¬ nen Formel VII erfasst werden:
X1 = W, Nb, und/oder Cr, X2 = Cu1 Ni, Co, und/oder Fe,
X3 = Sb,
X4 = Na und/oder K1
X5= Ca, Sr und/oder Ba,
X6 = Si, AI, und/oder Ti,
a = 1,5 bis 5, b = 0,5 bis 2, c = 0,5 bis 3, d = 0 bis 2, e = 0 bis 0,2, f = 0 bis 1 und n = eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede¬ nen Elemente in VII bestimmt wird.
Erfindungsgemäß ganz besonders bevorzugte Multimetalloxide VII sind jedoch jene der allgemeinen Formel VIII,
Figure imgf000049_0002
mit
Y1 = W und/oder Nb,
Y2 = Cu und/oder Ni,
Y5 = Ca und/oder Sr, Y6 = Si und/oder AI, a' = 2 bis 4, b' = I bis 1,5, c' = I bis 3, f = O bis 0,5 g' = O bis 8 und n' = eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiede¬ nen Elementen in VIII bestimmt wird.
Die erfindungsgemäß geeigneten Multimetalloxidaktivmassen (VII) sind in an sich be- kannter, z.B. in der DE-A 4335973 oder in der EP-A 714700 offenbarter, Weise erhält¬ lich.
Prinzipiell können für den Schritt "Acrolein → Acrylsäure" geeignete Multimetalloxidak¬ tivmassen, insbesondere solche der allgemeinen Formel VII, in einfacher Weise da- durch hergestellt werden, dass man von geeigneten Quellen ihrer elementaren Konsti¬ tuenten ein möglichst inniges, vorzugsweise feinteiliges, ihrer Stöchiometrie entspre¬ chend zusammengesetztes, Trockengemisch erzeugt und dieses bei Temperaturen von 350 bis 600°C calciniert. Die Calcination kann sowohl unter Inertgas als auch unter einer oxidativen Atmosphäre wie z.B. Luft (Gemisch aus Inertgas und Sauerstoff) so- wie auch unter reduzierender Atmosphäre (z.B. Gemische aus Inertgas und reduzie¬ renden Gasen wie H2, NH3, CO, Methan und/oder Acrolein oder die genannten redu¬ zierend wirkenden Gase für sich) durchgeführt werden. Die Calcinationsdauer kann einige Minuten bis einige Stunden betragen und nimmt üblicherweise mit der Tempera¬ tur ab. Als Quellen für die elementaren Konstituenten der Multimetalloxidaktivmassen VII kommen solche Verbindungen in Betracht, bei denen es sich bereits um Oxide handelt und/oder um solche Verbindungen, die durch Erhitzen, wenigstens in Anwe¬ senheit von Sauerstoff, in Oxide überführbar sind.
Das innige Vermischen der Ausgangsverbindungen zur Herstellung von Multimetall- oxidmassen VII kann in trockener oder in nasser Form erfolgen. Erfolgt es in trockener Form, so werden die Ausgangsverbindungen zweckmäßigerweise als feinteilige Pulver eingesetzt und nach dem Mischen und gegebenenfalls Verdichten der Calcinierung unterworfen. Vorzugsweise erfolgt das innige Vermischen jedoch in nasser Form.
Üblicherweise werden dabei die Ausgangsverbindungen in Form einer wässrigen Lö¬ sung und/oder Suspension miteinander vermischt. Besonders innige Trockengemische werden beim beschriebenen Mischverfahren dann erhalten, wenn ausschließlich von in gelöster Form vorliegenden Quellen der elementaren Konstituenten ausgegangen wird. Als Lösungsmittel wird bevorzugt Wasser eingesetzt. Anschließend wird die erhaltene wässrige Masse getrocknet, wobei der Trocknungsprozess vorzugsweise durch Sprüh¬ trocknung der wässrigen Mischung mit Austrittstemperaturen von 100 bis 15O0C er¬ folgt. Die resultierenden Multimetalloxidmassen, insbesondere jene der allgemeinen Formel VII, können für die Acroleinoxidation sowohl in Pulverform als auch zu bestimmten Ka¬ talysatorgeometrien geformt eingesetzt werden, wobei die Formgebung vor oder nach der abschließenden Calcination erfolgen kann. Beispielsweise können aus der Pulver¬ form der Aktivmasse oder ihrer uncalcinierten Vorläufermasse durch Verdichten zur gewünschten Katalysatorgeometrie (z.B. durch Tablettieren, Extrudieren oder Strang¬ pressen) Vollkatalysatoren hergestellt werden, wobei gegebenenfalls Hilfsmittel wie z.B. Graphit oder Stearinsäure als Gleitmittel und/oder Formhilfsmittel und Verstär- kungsmittel wie Mikrofasem aus Glas, Asbest, Siliciumcarbid oder Kaliumtitanat zuge¬ setzt werden können. Geeignete Vollkatalysatorgeometrien sind z.B. Vollzylinder oder Hohlzylinder mit einem Außendurchmesser und einer Länge von 2 bis 10 mm. Im Fall der Hohlzylinder ist eine Wandstärke von 1 bis 3 mm zweckmäßig. Selbstverständlich kann der Vollkatalysator auch Kugelgeometrie aufweisen, wobei der Kugeldurchmes- ser 2 bis 10 mm (z.B. 8,2 mm oder 5,1 mm) betragen kann.
Selbstverständlich kann die Formgebung der pulverförmigen Aktivmasse oder ihrer pulverförmigen, noch nicht calcinierten, Vorläufermasse auch durch Aufbringen auf vorgeformte inerte Katalysatorträger erfolgen. Die Beschichtung der Trägerkörper zur Herstellung der Schalenkatalysatoren wird in der Regel in einem geeigneten drehbaren Behälter ausgeführt, wie es z.B. aus der DE-A 2909671 , der EP-A 293859 oder aus der EP-A 714700 bekannt ist.
Zweckmäßigerweise wird zur Beschichtung der Trägerkörper die aufzubringende PuI- vermasse befeuchtet und nach dem Aufbringen, z.B. mittels heißer Luft, wieder ge¬ trocknet. Die Schichtdicke der auf den Trägerkörper aufgebrachten Pulvermasse wird zweckmäßigerweise im Bereich 10 bis 1000 μm, bevorzugt im Bereich 50 bis 500 μm und besonders bevorzugt im Bereich 150 bis 250 μm liegend, gewählt.
Als Trägermaterialien können dabei übliche poröse oder unporöse Aluminiumoxide, Siliciumdioxid, Thoriumdioxid, Zirkondioxid, Siliciumcarbid oder Silikate wie Magnesi¬ um- oder Aluminiumsilikat verwendet werden. Die Trägerkörper können regelmäßig oder unregelmäßig geformt sein, wobei regelmäßig geformte Trägerkörper mit deutlich ausgebildeter Oberflächenrauhigkeit, z.B. Kugeln oder Hohlzylinder mit Splittauflage, bevorzugt werden. Geeignet ist die Verwendung von im wesentlichen unporösen, oberflächenrauhen, kugelförmigen Trägern aus Steatit, deren Durchmesser 1 bis 10 mm bzw. bis 8 mm, bevorzugt 4 bis 5 mm beträgt. D.h., geeignete Kugelgeometrien können Durchmesser von 8,2 mm oder von 5,1 mm aufweisen. Geeignet ist aber auch die Verwendung von Zylindern als Trägerkörper, deren Länge 2 bis 10 mm und deren Außendurchmesser 4 bis 10 mm beträgt. Im Fall von Ringen als Trägerkörper liegt die Wanddicke darüber hinaus üblicherweise bei 1 bis 4 mm. Bevorzugt zu verwendende ringförmige Trägerkörper besitzen eine Länge von 2 bis 6 mm, einen Außendurchmes- ser von 4 bis 8 mm und eine Wanddicke von 1 bis 2 mm. Geeignet sind vor allem auch Ringe der Geometrie 7 mm x 3 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innen¬ durchmesser) als Trägerkörper. Die Feinheit der auf die Oberfläche des Trägerkörpers aufzubringenden katalytisch aktiven Oxidmassen wird selbstredend an die gewünschte Schalendicke angepass(vgl. EP-A 714700).
Günstige für den Schritt "Acrolein → Acrylsäure" zu verwendende Multimetalloxidak- tivmassen sind ferner Massen der allgemeinen Formel IX,
[D]p[E]q (IX),
in der die Variablen folgende Bedeutung haben:
D = Mo12V3-Z1 b»Z2 c..Z3 d..Z4 e"Z5 fZ6 g'Ox.. , E = Z7 12Cuh..HKV >
Z1 = W, Nb, Ta, Cr und/oder Ce,
Z2 = Cu, Ni, Co, Fe, Mn und/oder Zn,
Z3 = Sb und/oder Bi,
Z4 = Li, Na, K, Rb, Cs und/oder H Z5 = Mg, Ca, Sr und/oder Ba,
Z6 = Si, AI, Ti und/oder Zr,
Z7 = Mo, W, V, Nb und/oder Ta, vorzugsweise Mo und/oder W
a" = 1 bis 8, b" = 0,2 bis 5, c" = 0 bis 23, d" = 0 bis 50, e" = 0 bis 2, f = 0 bis 5, g" = 0 bis 50, h" = 4 bis 30, i" = 0 bis 20 und x",y" = Zahlen, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff ver¬ schiedenen Element in IX bestimmt werden und p,q = von Null verschiedene Zahlen, deren Verhältnis p/q 160:1 bis 1:1 beträgt,
und die dadurch erhältlich sind, dass man eine Multimetalloxidmasse E
Figure imgf000052_0001
in feinteiliger Form getrennt vorbildet (Ausgangsmasse 1 ) und anschließend die vorge¬ bildete feste Ausgangsmasse 1 in eine wäßrige Lösung, eine wäßrige Suspension oder in ein feinteiliges Trockengemisch von Quellen der Elemente Mo, V1 Z1, Z2, Z3, Z4, Z5, Z6, die die vorgenannten Elemente in der Stöchiometrie D
Mo12Va.Z1 b.Z2 0..Z3 dnZ4 e»Z5 f.Z6 g.. (D),
enthält (Ausgangsmasse 2), im gewünschten Mengenverhältnis p:q einarbeitet, die dabei gegebenenfalls resultierende wässrige Mischung trocknet, und die so gegebene trockene Vorläufermasse vor oder nach ihrer Trocknung zur gewünschten Katalysator¬ geometrie bei Temperaturen von 250 bis 6000C calciniert.
Bevorzugt sind die Multimetalloxidmassen IX, bei denen die Einarbeitung der vorgebil¬ deten festen Ausgangsmasse 1 in eine wässrige Ausgangsmasse 2 bei einer Tempe¬ ratur < 700C erfolgt. Eine detaillierte Beschreibung der Herstellung von Multimetall¬ oxidmassen Vl-Katalysatoren enthalten z.B. die EP-A 668104, die DE-A 19736105, die DE-A 10046928, die DE-A 19740493 und die DE-A 19528646.
Hinsichtlich der Formgebung gilt bezüglich Multimetalloxidmassen IX-Katalysatoren das bei den Multimetalloxidmassen Vll-Katalysatoren Gesagte.
Für den Schritt "Acrolein — > Acrylsäure" in hervorragender Weise geeignete Multime- talloxidkatalysatoren sind auch jene der DE-A 19815281 , insbesondere mit Multime- talloxidaktivmassen der allgemeinen Formel I dieser Schrift.
Vorteilhaft werden für den Schritt vom Propylen zum Acrolein Vollkatalysatorringe und für den Schritt vom Acrolein zur Acrylsäure Schalenkatalysatorringe verwendet.
Die Durchführung des ersten Schrittes der Partialoxidation, vom Propylen zum Acro¬ lein, kann mit den beschriebenen Katalysatoren z.B. in einem Einzonen- Vielkontaktrohr-Festbettreaktor erfolgen, wie ihn die DE-A 4431957 beschreibt.
Als Oxidationsmittel wird Sauerstoff verwendet. Wird als inertes Verdünnungsgas N2 gewählt, erweist sich die Verwendung von Luft als Sauerstoffquelle besonders vorteil¬ haft.
Häufig wird bei einem Propylen : Sauerstoff : indifferente Gase (einschließlich Wasser¬ dampf) Volumen (Nl)-Verhältnis von 1:(1,0 bis 3,0):(5 bis 25), vorzugsweise 1 :(1 ,7 bis 2,3):(10 bis 15) gearbeitet. Der Reaktionsdruck liegt üblicherweise im Bereich von 1 bis 3 bar und die Gesamtraumbelastung beträgt vorzugsweise 1500 bis 4000 bzw. 6000 Nl/I«h oder mehr. Die Propylenlast beträgt typisch 90 bis 200 Nl/l-h oder bis 300 Nl/I-h oder mehr. Bevorzugt wird der Einzonen-Vielkontaktrohr-Festbettreaktor mit dem Beschickungs¬ gasgemisch von oben angeströmt. Als Wärmeaustauschmittel wird zweckmäßig eine Salzschmelze, bevorzugt bestehend aus 60 Gew.-% Kaliumnitrat (KNO3) und 40 Gew.- % Natriumnitrit (NaNO2), oder aus 53 Gew.-% Kaliumnitrat (KNO3), 40 Gew.-% Natri- umnitrit (NaNO2) und 7 Gew.-% Natriumnitrat (NaNO3),eingesetzt.
Über den Reaktor betrachtet können Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch sowohl im Gleichstrom als auch im Gegenstrom geführt werden. Die Salzschmelze selbst wird bevorzugt mäanderförmig um die Kontaktrohre geführt.
Strömt man die Kontaktrohre von oben nach unten an, ist es zweckmäßig, die Kontakt¬ rohre von unten nach oben wie folgt mit Katalysator zu beschicken (für die Anströmung von unten nach oben wird die Beschickungsabfolge in zweckmäßiger Weise umge¬ kehrt):
zunächst auf einer Länge von 40 bis 80 bzw. bis 60 % der Kontaktrohrlänge ent¬ weder nur Katalysator, oder ein Gemisch aus Katalysator und Inertmaterial, wo¬ bei letzteres, bezogen auf die Mischung, einen Gewichtsanteil von bis zu 20 Gew.-% ausmacht (Abschnitt C);
daran anschließend auf einer Länge von 20 bis 50 bzw. bis 40 % der Gesamt¬ rohrlänge entweder nur Katalysator, oder ein Gemisch aus Katalysator und I- nertmaterial, wobei letzteres, bezogen auf die Mischung, einen Gewichtsanteil von bis zu 40 Gew.-% ausmacht (Abschnitt B); und
abschließend auf einer Länge von 10 bis 20 % der Gesamtrohrlänge eine Schüt¬ tung aus Inertmaterial (Abschnitt A), die vorzugsweise so gewählt wird, dass sie einen möglichst geringen Druckverlust bedingt.
Bevorzugt ist der Abschnitt C unverdünnt.
Vorgenannte Beschickungsvariante ist insbesondere dann zweckmäßig, wenn als Ka¬ talysatoren solche gemäß Beispiel 1 der DE-A 10046957 oder gemäß Beispiel 3 der DE-A 10046957 und als Inertmaterial Ringe aus Steatit mit der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Höhe x Innendurchmesser) verwendet werden. Hinsichtlich der Salzbadtemperatur gilt das in der DE-A 4431957 Gesagte.
Die Durchführung des ersten Schrittes der Partialoxidation, vom Propylen zum Acro- lein, kann mit den beschriebenen Katalysatoren aber auch z.B. in einem Zweizonen- Vielkontaktrohr-Festbettreaktor erfolgen, wie es die DE-A 19910506 beschreibt. In bei¬ den vorstehend beschriebenen Fällen liegt der erzielte Propenumsatz bei einfachem Durchgang normalerweise bei Werten > 90 mol-%, bzw. > 95 mol-%. Die Durchführung des zweiten Schrittes der Partialoxidation, vom Acrolein zur Acrylsäure, kann mit den beschriebenen Katalysatoren z.B. in einem Einzonen-Vielkontaktrohr-Festbettreaktor durchgeführt werden, wie es die DE-A 4431949 beschreibt. In der Regel wird das Pro¬ duktgemisch der Propylenpartialoxidation zu Acrolein als solches (gegebenenfalls nach erfolgter Zwischenkühlung desselben), d.h., ohne Nebenkomponentenabtrennung, in die Acroleinoxidation zu Acrylsäure geführt.
Der für den zweiten Schritt der Partialoxidation benötigte Sauerstoff wird dabei bevor¬ zugt als Luft zugesetzt und in der Regel dem Produktgasgemisch der Propylenpartialo- xidation unmittelbar zugegeben (er kann aber auch schon im Reaktionsgasausgangs- gemisch für die Propylenpartialoxidation enthalten sein).
In der Regel ist das Beschickungsgasgemisch einer solchen Acroleinpartialoxidation dann wie folgt zusammengesetzt: Acrolein : Sauerstoff : Wasserdampf : Inertgas- Volumenverhältnis (Nl) von 1:(1 bis 3):(0 bis 20):(3 bis 30), vorzugsweise von 1:(1 bis 3):(0,5 bis 10):(7 bis 18).
Der Reaktionsdruck beträgt in der Regel auch hier 1 bis 3 bar und die Gesamtraumbe¬ lastung liegt vorzugsweise bei 1000 bis 3800, bzw. 4800 Nl/I-h oder mehr. Die Acro- leinlast beträgt typisch 80 bis 190, bzw. 290 Nl/I»h oder mehr.
Bevorzugt wird der Einzonen-Vielkontaktrohr-Festbettreaktor mit dem Beschickungs¬ gasgemisch ebenfalls von oben angeströmt. Als Wärmeaustauschmittel wird auch in der zweiten Stufe in zweckmäßiger Weise eine Salzschmelze, bevorzugt aus 60 Gew.- % Kaliumnitrat (KNO3) und 40 Gew.-% Natriumnitrit (NaNO2) oder aus 53 Gew.-% Ka¬ liumnitrat (KNO3), 40 Gew.-% Natriumnitrit (NaNO2) und 7 Gew.-% Natriumnitrat (Na- NO3) bestehend, eingesetzt. Über den Reaktor betrachtet können Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch sowohl im Gleichstrom als auch im Gegenstrom geführt werden. Die Salzschmelze selbst wird bevorzugt mäanderförmig um die Kontaktrohre geführt.
Strömt man die Kontaktrohre von oben nach unten an, ist es zweckmäßig, die Kontakt¬ rohre von unten nach oben wie folgt zu beschicken:
zunächst auf einer Länge von 50 bis 80 bzw. bis 70 % der Kontaktrohrlänge ent- weder nur Katalysator oder ein Gemisch aus Katalysator und Inertmaterial, wo¬ bei letzteres, bezogen auf die Mischung, einen Gewichtsanteil von bis zu 20 Gew.-% ausmacht (Abschnitt C);
daran anschließend auf einer Länge von 20 bis 40 % der Gesamtrohrlänge ent- weder nur Katalysator, oder ein Gemisch aus Katalysator und Inertmaterial, wo¬ bei letzteres, bezogen auf die Mischung, einen Gewichtsanteil von bis zu 50 bzw. bis zu 40 Gew.-% ausmacht (Abschnitt B); und abschließend auf einer Länge von 5 bis 20 % der Gesamtrohrlänge eine Schüt¬ tung aus Inertmaterial (Abschnitt A), die vorzugsweise so gewählt wird, dass sie einen möglichst geringen Druckverlust bedingt.
Bevorzugt ist der Abschnitt C unverdünnt. Wie ganz allgemein bei der heterogen kata¬ lysierten Gasphasenpartialoxidation von Acrolein zu Acrylsäure (insbesondere bei ho¬ hen Acroleinbelastungen des Katalysatorbetts und hohen Wasserdampfgehalten des Beschickungsgasgemischs), kann der Abschnitt B auch aus zwei aufeinanderfolgen- den Katalysatorverdünnungen bestehen (zum Zweck der Minimierung von Heißpunkt- tempatur und Heißpunkttemperatursensitivität). Von unten nach oben zunächst mit bis zu 20 Gew.-% Inertmaterial und daran anschließend mit > 20 Gew.-% bis 50 bzw. bis 40 Gew.-% Inertmaterial. Der Abschnitt C ist dann bevorzugt unverdünnt.
Für eine Anströmung der Kontaktrohre von unten nach oben, wird die Kontaktrohrbe¬ schickung in zweckmäßigerweise umgekehrt.
Vorgenannte Beschickungsvariante ist insbesondere dann zweckmäßig, wenn als Ka¬ talysatoren solche gemäß Herstellungsbeispiel 5 der DE-A 10046928 oder solche ge- maß DE-A 19815281 und als Inertmaterial Ringe aus Steatit mit der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm oder 7 mm x 7 mm x 3 mm (jeweils Außendurchmesser x Höhe x Innen- durchmessser) verwendet werden. Hinsichtlich der Salzbadtemperatur gilt das in der DE-A 44 319 49 Gesagte. Sie wird in der Regel so gewählt, daß der erzielte Acrolei- numsatz bei einfachem Durchgang normalerweise > 90 mol-%, bzw. > 95 mol-% oder ≥ 99 mol-% beträgt.
Die Durchführung des zweiten Schrittes der Partialoxidation, vom Acrolein zur Acryl¬ säure, kann mit den beschriebenen Katalysatoren aber auch z.B. in einem Zweizonen- Vielkontaktrohr-Festbettreaktor erfolgen, wie es die DE-19910508 beschreibt. Für den Acroleinumsatz gilt das oben Genannte. Auch im Fall der Durchführung dieses zweiten Schrittes in einem Zweizonen-Vielkontaktrohr-Festbettreaktor wird man zur Erzeugung des Beschickungsgasgemisches zweckmäßig unmittelbar das Produktgasgemisch einer auf den ersten Schritt gerichteten Partialoxidation (gegebenenfalls nach erfolgter Zwischenkühlung desselben) verwenden (wie sie vorstehend beschrieben wurde). Der für den zweiten Schritt der Partialoxidation benötigte Sauerstoff wird dabei bevorzugt als Luft zugesetzt und im zweiten Fall dem Produktgasgemisch des ersten Schritts der Partialoxidation unmittelbar zugegeben.
Bei einer zweistufigen Fahrweise mit unmittelbarer Weiterverwendung des Produkt- gasgemisches des ersten Schritts der Partialoxidation zur Beschickung des zweiten Schritts der Partialoxidation, wird man in der Regel zwei Einzonen-Vielkontaktrohr- Festbettreaktoren (bei hoher Reaktandenbelastung des Katalysatorbetts ist, wie ganz allgemein gültig, eine Gleichstromfahrweise zwischen Reaktionsgas und Salzbad (Wärmeträger) über den Rohrbündelreaktor betrachtet bevorzugt) der zwei Zweizonen- Vielkontaktrohr-Festbettreaktoren hintereinanderschalten. Eine gemischte Hintereinan¬ derschaltung (Einzonen/Zweizonen oder umgekehrt) ist auch möglich.
Zwischen den Reaktoren kann sich ein Zwischenkühler befinden, der gegebenenfalls Inertschüttungen enthalten kann, die eine Filterfunktion ausüben können. Die Salzbad¬ temperatur von Vielkontaktrohrreaktoren für den ersten Schritt der Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure beträgt in der Regel 300 bis 4000C. Die Salzbadtemperatur von Vielkontaktrohrreaktoren für den zweiten Schritt der Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure, die Partialoxidation von Acrolein zu Acrylsäure, beträgt meist 200 bis 3500C. Außerdem werden die Wärmeaustauschmittel (bevorzugt Salzschmelzen) nor¬ malerweise in solchen Mengen durch die relevanten Vielkontaktrohr-Festbettreaktoren geführt, dass der Unterschied zwischen ihrer Eingangs- und ihrer Ausgangstemperatur in der Regel ≤ 50C beträgt. Wie bereits erwähnt, können beide Schritte der Partialoxi¬ dation von Propylen zu Acrylsäure aber auch wie in der DE-A 10121592 beschrieben in einem Reaktor an einer Beschickung vollzogen werden.
Es sei auch nochmals erwähnt, daß ein Teil des Beschickungsgasgemisches für den ersten Schritt ("Propylen → Acrolein") aus der Partialoxidation kommendes Kreisgas (Restgas) sein kann.
Hierbei handelt es sich, wie bereits gesagt, um ein molekularen Sauerstoff enthalten¬ des Gas, das nach der Zielproduktabtrennung (Acrolein- und/oder Acrylsäureabtren- nung) vom Produktgasgemisch der Partialoxidation verbleibt und teilweise als inertes Verdünnungsgas in die Beschickung für den ersten und/oder gegebenenfalls zweiten Schritt der Partialoxidation von Propylen zu Acrolein und/oder Acrylsäure rückgeführt werden kann.
Bevorzugt wird solches Propan, molekularen Sauerstoff und gegebenenfalls nicht um¬ gesetztes Propylen enthaltendes Kreisgas (Restgas) jedoch ausschließlich auf erfin¬ dungsgemäße Weise in die Reaktionszone A des erfindungsgemäßen Verfahrens rückgeführt.
Es sei auch noch erwähnt, dass eine erfindungsgemäße Partialoxidation so durchge¬ führt werden kann, dass man zunächst ein Reaktionsgasgemisch über die Katalysator¬ beschickung leitet, das keinen Sauerstoff enthält. In diesem Fall wird der für die Parti¬ aloxidation benötigte Sauerstoff als Gittersauerstoff zur Verfügung gestellt. In einem nachfolgenden Regenerierschritt mit einem Sauerstoff enthaltenden Gas (z.B. Luft, mit Sauerstoff angereicherte Luft oder an Sauerstoff entreicherte Luft) wird das Katalysa¬ torbett regeneriert, um nachfolgend wiederum für ein an Sauerstoff freies Reaktions¬ gasgemisch zur Verfügung zu stehen usw.. Zusammenfassend bildet nochmals ein Rohrbündelreaktor innerhalb dessen sich die Katalysatorbeschickung längs der einzelnen Kontaktrohre mit Beendigung des ersten Reaktionsschrittes entsprechend ändert (derartige als Reaktionszone B erfindungsge- maß geeignete Propylenpartialoxidationen lehren z.B. die EP-A 911313, die EP-A 979813, die EP-A 990636 und die DE-A 2830765) die einfachste Realisierungsform zweier Oxidationszonen für die beiden Schritte der Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure. Gegebenenfalls wird dabei die Beschickung der Kontaktrohre mit Katalysa¬ tor durch eine Inertschüttung unterbrochen.
Vorzugsweise werden die beiden Oxidationszonen jedoch in Form zweier hintereinan¬ der geschalteter Rohrbündelsysteme realisiert. Diese können sich in einem Reaktor befinden, wobei der Übergang von einem Rohrbündel zum anderen Rohrbündel von einer nicht im Kontaktrohr untergebrachten (zweckmäßigerweise begehbaren) Schüt- tung aus Inertmaterial gebildet werden. Während die Kontaktrohre in der Regel von einem Wärmeträger umspült werden, erreicht dieser eine wie vorstehend beschrieben angebrachte Inertschüttung nicht. Mit Vorteil werden daher die beiden Kontaktrohrbün¬ del in räumlich voneinander getrennten Reaktoren untergebracht. In der Regel befindet sich dabei zwischen den beiden Rohrbündelreaktoren ein Zwischenkühler, um eine gegebenenfalls erfolgende Acroleinnachverbrennung im Produktgasgemisch, das die erste Oxidationszone verlässt, zu mindern. Anstelle von Rohrbündelreaktoren können auch Plattenwärmetauscherreaktoren mit Salz- und/oder Siedekühlung, wie sie z.B. die DE-A 19 929 487 und die DE-A 19 952 964 beschreiben, eingesetzt werden.
Die Reaktionstemperatur in der ersten Oxidationszone liegt in der Regel bei 300 bis 4500C, bevorzugt bei 320 bis 39O0C. Die Reaktionstemperatur in der zweiten Oxidati¬ onszone liegt in der Regel bei 200 bis 37O0C, häufig bei 220 bis 3300C. Der Reakti¬ onsdruck beträgt in beiden Oxidationszonen zweckmäßig 0,5 bis 5, vorteilhaft 1 bis 3 bar. Die Belastung (Nl/l-h) der Oxidationskatalysatoren mit Reaktionsgas beträgt in beiden Oxidationszonen häufig 1500 bis 2500 h-1 bzw. bis 4000 h-1. Die Belastung mit Popylen kann dabei bei 100 bis 200 oder 300 und mehr Nl/l-h liegen.
Prinzipiell können die beiden Oxidationszonen beim erfindungsgemäßen Verfahren so gestaltet werden, wie es z.B. in der DE-A 19 837 517, der DE-A 19 910 506, der DE- A 19 910 508 sowie der DE-A 19 837 519 beschrieben ist. Üblicherweise wird die ex¬ terne Temperierung in den beiden Oxidationszonen, gegebenenfalls in Mehrzonenre- aktorsystemen, in an sich bekannter Weise an die spezielle Reaktionsgasgemischzu¬ sammensetzung sowie Katalysatorbeschickung angepasst.
Der für die erfindungsgemäß erforderliche Reaktionszone B als Oxidationsmittel insge¬ samt benötigte molekulare Sauerstoff kann im Fall einer zweistufigen Propylenpartialo- xidation zu Acrylsäure dem Beschickungsgasgemisch der Propylenoxidationsstufe in seiner Gesamtmenge vorab zugegeben werden. Selbstverständlich kann aber auch nach der Propylenoxidationsstufe mit Sauerstoff ergänzt werden. Letzteres ist bei der Acrylsäureherstellung bevorzugt.
Vorzugsweise wird dabei in der ersten Oxidationszone (Propylen -→ Acrolein) ein mola¬ res Verhältnis Propylen : molekularer Sauerstoff von 1 : 1 bis 3, häufig 1 : 1 ,5 bis 2 eingestellt. Ähnliche numerische Werte eignen sich für das molare Verhältnis Acrolein: molekularer Sauerstoff in der zweiten Oxidationszone (1 : 0,5 bis 1,5 wäre bevorzugt) für die Partialoxidation von Acrolein zu Acrylsäure.
In beiden Oxidationszonen wirkt sich dabei ein Überschuss an molekularem Sauerstoff in der Regel vorteilhaft auf die Kinetik der Gasphasenoxidation aus. Im Unterschied zu den Verhältnissen in der Reaktionszone A des erfindungsgemäßen Verfahrens werden die thermodynamischen Verhältnisse in der Reaktionszone B durch das molare Reak- tandenverhältnis im wesentlichen nicht beeinflusst, da die heterogen katalysierte Gas- phasen-Partialoxidation des Propylens zu Acrylsäure kinetischer Kontrolle unterliegt. Prinzipiell kann daher z.B. in der ersten Oxidationszone auch das Propylen gegenüber dem molekularen Sauerstoff im molaren Überschuss vorgelegt werden. In diesem Fall kommt dem überschüssigen Propylen faktisch die Rolle eines Verdünnungsgases zu.
Prinzipiell ist die heterogen katalysierte Gasphasen-Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure aber auch in einer einzigen Oxidationszone realisierbar. In diesem Fall er¬ folgen beide Reaktionsschritte in einem Oxidationsreaktor der mit einem Katalysator beschickt ist, der die Umsetzung beider Reaktionsschritte zu katalysieren vermag. Selbstredend kann sich auch die Katalysatorbeschickung innerhalb der Oxidationszone längs der Reaktionskoordinate kontinuierlich oder abrupt ändern. Natürlich kann bei einer Ausführungsform der erfindungsgemäß anzuwendenden wenigstens einen Parti¬ aloxidation in Gestalt zweier hintereinandergeschalteter Oxidationszonen aus dem das die erste Oxidationszone verlassenden Produktgasgemisch in selbigem enthaltenes, in der ersten Oxidationszone als Nebenprodukt entstandenes, Kohlenoxid und Wasser¬ dampf bei Bedarf vor der Weiterleitung in die zweite Oxidationszone teilweise oder vollständig abgetrennt werden. Vorzugsweise wird man erfindungsgemäß eine Verfah¬ rensweise wählen, die solch einer Abtrennung nicht bedarf.
Als Quelle für den in der wenigstens einen Partialoxidation benötigten molekularen Sauerstoff, der z.B dem Produktgasgemisch A' vor dessen Verwendung zur Beschi¬ ckung der Reaktionszone B zugemischt wird, kommen sowohl reiner molekularer Sau¬ erstoff als auch mit Inertgas wie CO2, CO, Edelgasen, N2 und/oder gesättigten Koh¬ lenwasserstoffen verdünnter molekularer Sauerstoff oder Stickoxid in Betracht.
In zweckmäßiger Weise wird man wenigstens zur Deckung eines Teilbedarfs an mole¬ kularem Sauerstoff Luft als Sauerstoffquelle verwenden. Durch Zudosieren von kalter Luft zu heißem Produktgasgemisch A' kann im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens auch auf direktem Weg eine Abkühlung desselben bewirkt werden.
Im Langzeitbetrieb beider Reaktionszonen A, B wird normalerweise eine Minderung der Katalysatorqualität (insbesondere Aktivität und Selektivität) der in beiden Reakti¬ onszonen angewandten Katalysatoren einhergehen. Dem kann einerseits dadurch ent¬ gegengewirkt werden, dass man das jeweilige Katalysatorbett von Zeit zu Zeit regene- riert (dazu kann in den Oxidationszonen z.B. auch Restgas bei erhöhter Temperatur über das jeweilige Katalysatorbett der Oxidationskatalysatoren geführt werden), wie es z.B. in den Schriften DE-A 10351269, DE-A 10350812 und DE-A 10350822 beschrie¬ ben ist. Auch kann die Reaktionstemperatur über die Betriebsdauer erhöht werden, um eine geminderte Katalysatoraktivität auszugleichen. In überraschenderweise hat es sich jedoch in beiden Reaktionszonen A, B als vorteilhaft erwiesen, den jeweiligen Ar¬ beitsdruck in der Gasphase, bezogen auf eine identische Belastung des jeweiligen Katalysatorbetts mit Reaktionsgasgemisch in Nl/I»h, während der Betriebsdauer des Katalysatorbetts zu erhöhen, um der Deaktivierung der Katalysatorbetten weiter entge¬ genzuwirken, wie es z.B. in der DE-A 102004025445 beschrieben ist. Zu diesem Zweck kann beispielsweise hinter jeder der beim erfindungsgemäßen Verfahren anzu¬ wendenden Reaktions- und Trennzonen eine Druckregelvorrichtung (im einfachsten Fall eine Drosselvorrichtung, z.B. ein Drosselventil oder auch ein Drallregler) ange¬ bracht werden (z.B. auch partielle durchlässige Lochblenden, deren Löcher sukzessive teilweise oder vollständig verschlossen werden können. Selbstverständlich kann sich aber auch nur hinter einer der genannten Zonen eine solche Druckregelvorrichtung befinden. D.h., prinzipiell ist es völlig ausreichend, die Druckregelvorrichtung irgendwo in den weiteren Strömungsweg des Reaktionsgases einzubringen, von wo aus sich die Druckerhöhung durch Rückstau in die Reaktionszonen fortpflanzen kann. Typische vorgenannte Druckerhöhungeπ (die kontinuierlich gemäß erfolgender Deaktivierung, aber auch diskontinuierlich vorgenommen werden können) können im Verlauf der Be¬ triebsdauer bis zu 3000 mbar und mehr betragen.
Das die erfindungsgemäß anzuwendende Reaktionszone B verlassende Produktgas¬ gemisch B ist im Fall einer Herstellung von Acrolein und/oder Acrylsäure in der Regel im wesentlichen zusammengesetzt aus dem Zielprodukt Acrolein oder Acrylsäure oder dessen Gemisch mit Acrolein, nicht umgesetztem molekularem Sauerstoff, Propan, nicht umgesetztem Propylen, molekularem Stickstoff, als Nebenprodukt entstandenem und/oder als Verdünnungsgas mitverwendetem Wasserdampf, als Nebenprodukt und/oder als Verdünnungsgas mitverwendeten Kohlenoxiden, sowie geringen Mengen sonstiger niederer Aldehyde, niederer Alkancarbonsäuren (z.B. Essigsäure, Ameisen¬ säure und Propionsäure) sowie Maleinsäureanhydrid, Benzaldehyd, aromatische Car¬ bonsäuren und aromatische Carbonsäureanhydride (z.B. Phthalsäureanhydrid und Benzoesäure), gegebenenfalls weiteren Kohlenwasserstoffen, wie z.B. C4- Kohlenwasserstoffe (z.B. Buten-1 und eventuell sonstige Butene), und anderer inerter Verdünnungsgase.
Das Zielprodukt kann aus dem Produktgasgemisch B in an sich bekannter Weise in einer Trennzone B abgetrennt werden (z.B. durch partielle oder vollständige sowie ge¬ gebenenfalls fraktionierende Kondensation der Acrylsäure oder durch Absorption von Acrylsäure in Wasser oder in einem hochsiedenden hydrophoben organischen Lö¬ sungsmittel oder durch Absorption von Acrolein in Wasser oder in wässrigen Lösungen niederer Carbonsäuren sowie anschließende Aufarbeitung der Kondensate und/oder Absorbate; erfindungsgemäß bevorzugt wird das Produktgasgemisch B fraktionierend kondensiert werden; vgl. z.B. EP-A 1388533, EP-A 1388532, DE-A 10235847, EP- A 792867, WO 98/01415, EP-A 1015411, EP-A 1015410, WO 99/50219, WO 00/53560, WO 02/09839, DE-A 10235847, WO 03/041833, DE-A 10223058, DE- A 10243625, DE-A 10336386, EP-A 854129, US-A 4317926, DE-A 19837520, DE- A 19606877, DE-A 190501325, DE-A 10247240, DE-A 19740253, EP-A 695736, EP- A 982287, EP-A 1041062, EP-A 117146, DE-A 4308087, DE-A 4335172, DE-A 4436243, DE-A 19 924 532, DE-A 10332758 sowie DE-A 19 924 533). Eine Acrylsäu- reabtrennung kann auch wie in der EP-A 982287, der EP-A 982289, DE-A 10336386, der DE-A 10115277, der DE-A 19606877, der DE-A 19740252, der DE-A 19627847, der DE-A 10053086 und der EP-A 982288 vorgenommen werden. Vorzugsweise wird wie in Fig. 7 der WO/0196271 bzw. in den Ausführungsbeispielen der vorliegenden Anmeldung abgetrennt.
Gemeinsames Merkmal der vorgenannten Trennverfahren ist (wie eingangs bereits erwähnt), dass am Kopf der jeweiligen trennwirksame Einbauten enthaltenden Trenn¬ kolonne, in deren unteren Teil das Produktgemisch B, normalerweise nach vorheriger direkter und/oder indirekter Kühlung desselben, zugeführt wird, normalerweise ein Restgasstrom (Hauptrestgas) verbleibt, der im wesentlichen diejenigen Bestandteile des Produktgasgemischs B enthält, deren Siedepunkt bei Normaldruck (1 bar) ≤ -3O0C beträgt (d.h., die schwer kondensierbaren oder auch leicht flüchtigen Bestandteile).
Im unteren Teil der Trennkolonne fallen normalerweise die schwerer flüchtigen Be¬ standteile des Produktgasgemischs B, einschließlich des jeweiligen Zielprodukts, in kondensierter Phase an.
Die Restgasbestandteile sind in erster Linie Propan, gegebenenfalls in der Reaktions¬ zone B nicht umgesetztes Propylen, molekularer Sauerstoff sowie häufig die in den Reaktionszonen A, B mitverwendeten inerten Verdünnungsgase, vorzugsweise insbe- sondere Stickstoff und Kohlendioxid. Wasserdampf kann je nach angewandtem Trenn¬ verfahren im Restgas nur noch in Spuren oder in Mengen von bis zu 20 Vol.-% oder mehr enthalten sein. Von diesem (Haupt)Restgas wird erfindungsgemäß wenigstens eine (vorzugsweise (Haupt)Restgaszusammensetzung aufweisende) Propan, molekularen Sauerstoff und gegebenenfalls (in der Reaktionszone B) nicht umgesetztes Propylen enthaltende Teilmenge (vorzugsweise die Gesamtmenge, gegebenenfalls aber auch nur die Hälfte, oder zwei Drittel, oder drei Viertel dieser Gesamtmenge) als ein Propan enthaltender Zufuhrstrom in die Reaktionszone A rückgeführt. (Haupt)Restgasteilmengen können aber auch, wie bereits beschrieben, in die Reaktionszone B rückgeführt und/oder zum Zweck der Energieerzeugung verbrannt werden.
Bei der Aufarbeitung der kondensierten Phase (zum Zweck der Abtrennung des Ziel¬ produktes) können erfindungsgemäß (wie bereits erwähnt) weitere restliche Gase an¬ fallen, da normalerweise versucht wird, die insgesamt im Produktgasgemisch A enthal¬ tene Menge an nicht umgesetztem Propan in die Reaktionszone A zurückzuführen und im Rahmen der Zielabtrennung wiederzugewinnen. Diese enthalten in der Regel zwar noch Propan sowie gegebenenfalls Propylen, häufig jedoch keinen molekularen Sau¬ erstoff mehr (enthalten sie noch molekularen Sauerstoff werden sie in dieser Schrift als Nebenrestgase bezeichnet). Sie können daher gegebenenfalls mit dem Hauptrestgas zu einem Gesamtrestgas vereint in die erfindungsgemäße Reaktionszone A rückge- führt werden. Es ist aber auch eine separate Verwertung solcher weiteren restliche Gase möglich. Beispielsweise können sie, soweit sie an molekularem Sauerstoff frei sind, in der Regel nach Verdichtung, auch als Bestandteil des Reaktionsgasausgangs- gemischs der Reaktionszone A in die Reaktionszone A rückgeführt werden. Auch kann ihre Rückführung in die Reaktionszone A an anderer Stelle erfolgen, wenn sie an mo- lekularem Sauerstoff im wesentlichen frei sind.
Durch die vorzugsweise vollständige Rückführung des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases aus der Trennzone B1 die eine Verschaltung von mehreren Trenn¬ kolonnen sowie gegebenenfalls weiterer von Kolonnen verschiedener Trennvorrichtung umfassen kann, in die Reaktionszone A1 erfolgt bei kontinuierlicher Ausführung des erfindungsgemäßen Verfahrens so eine kontinuierliche Umsetzung von Propan zu Ac- rylsäure und/oder Acrolein.
Erfindungsgemäß wesentlich ist dabei, dass durch die erfindungsgemäße Rückführung des (Haupt- und/oder Neben- bzw. Gesamt-)Restgases aus der Trennzone B in die Reaktionszone A in letzterer eine Überführung von Propan zu Propylen mit nahezu hundertprozentiger Selektivität erreichbar ist.
Die Vorteilhaftigkeit der erfindungsgemäßen Verfahrensweise ist dabei sowohl bei nie- deren (≤ 30 mol-%) als auch bei hohen (≥ 30 mol-%) Dehydrierumsätzen (bezogen auf einmaligen Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch die Reaktionszone A) gege¬ ben. Dies rührt im wesentlichen daher, dass mit hohen Dehydrierumsätzen in der Re- aktionszone A in der Regel hohe Propylenanteile im Produktgasgemisch A und daraus resultierend auch erhöhte Propylenströme im Beschickungsgasgemisch der Reakti¬ onszone B einhergehen. Letzteres führt normalerweise zu erhöhten Restsauerstoff¬ strömen im (Haupt)restgas, die wiederum dazu geeignet sind, die mit den erhöhten Dehydrierumsätzen in der Reaktionszone A einhergehenden erhöhten Wasserstoff¬ mengen zu verbrennen. D.h., in vorteilhafter weise beinhaltet des erfindungsgemäße Verfahren einen sich so selbst optimierenden Regelmechanismus. Mit höheren Pro¬ panumsätzen sind allerdings geringere Gesamtgasbelastungen der Katalysatorbeschi¬ ckung in der Reaktionszone B möglich. Generell ist es erfindungsgemäß günstig, wenn der Wasserstoffstrom im Reaktionsgasgemisch der Reaktionszone A an der Zufuhrstel¬ le für das in die Reaktionszone A rückzuführende Restgas in einem wenigstens stöchi- ometrischen Verhältnis zum Sauerstoffstrom im rückgeführten Restgas steht.
Das erfindungsgemäße Verfahren ist in entsprechender Weise anwendbar, wenn in der Reaktionszone B eine partielle Ammoxidation von Propen zu Acrylnitril durchgeführt wird. Es ist auch dann entsprechend anwendbar, wenn in der Reaktionszone A das Propan durch iso-Butan ersetzt wird und das dabei resultierende iso-Buten in entspre¬ chender Weise in der Reaktionszone B zu Methacrolein und/oder Methacrylsäure par- tialoxidiert wird.
Vergleichsbeispiele und Beispiele
Vergleichsbeispiel 1
A) Gestaltung der Reaktionszone A (der Dehydrierstufe)
Die Dehydrierstufe bestand aus drei hintereinander geschalteten identischen Rohrreak¬ toren, die in identischer Weise mit Dehydrierkatalysator beschickt waren.
Der einzelne Rohrreaktor war ein Stahlrohr (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841) der Länge 1300 mm, der Wanddicke 3,6 mm und des Innendurchmessers 53,1 mm. Die Rohrreaktoren wurden vom Reaktionsgasgemisch jeweils von oben nach unten durchströmt.
Am unteren Ende jedes Rohrreaktors befand sich ein Tragerost aus demselben Edel¬ stahl. Auf dem Tragerost befand sich von unten nach oben die folgende Beschickung:
175 mm Schüttlänge aus Steatitkugeln (Durchmesser 4-5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec;
21 mm Schüttlänge aus Steatitkugeln (Durchmesser 1,5-2,5 mm) des Steatits C- 220 der Fa. CeramTec; 210 mm Schüttlänge Dehydrierkatalysator (Pt/Sn-Legierung, die mit den Elementen Cs, K und La in oxidischer Form promoviert war und die auf die äußere und innere Oberfläche von ZrO2 • SiO2 Mischoxidträgerstränglingen (mittlere Länge (gaußverteilt im Bereich von 3 mm bis 12 mm mit Maximum bei ca.
6 mm): 6 mm, Durchmesser: 2 mm) in der Elementstöchiometrie (Massen¬ verhältnisse einschließlich Träger) Pto,3Sno,6La3,oCso,5Koi2 (ZrO2)88,3(SiO2)7,i aufgebracht war (Katalysatorvorläuferherstellung und Aktivierung zum akti¬ ven Katalysator wie in Beispiel 4 der DE-A 10 219 879).
21 mm Schüttlänge Steatitkugeln (Durchmesser 1,5-2,5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec; und
abschließend auf der Restlänge des Rohrreaktors wieder eine Schüttung aus Steatit- kugeln (Durchmesser 4-5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec.
Jeder der Rohrreaktoren war außen im Sinne einer Vorheizstrecke auf den ersten 500 mm Rohrlänge von oben nach unten (zum Tragerost hin) in zwei, eine' Gleichver¬ teilung der zugeführten Wärmemenge gewährleistenden, Halbschalen aus Kupfer (Schalendicke = 200 mm) eingelegt, die mittels einer sie im vollen Umfang umgeben¬ den Heizmanschette (Fa. Horst, DE-Heidelberg, 500 mm Länge, 100 mm Innendurch¬ messer) elektrisch beheizt wurden.
Von unten nach oben war jeder der Rohrreaktoren im Sinne einer adiabaten Strecke auf einer Länge von 600 mm in jeweils zwei Paare von thermisch isolierend wirkenden Halbschalen (Dicke einer Halbschale = 25 mm) aus MPS-Super G der Fa. Microtherm in DE, die um 90° gegeneinander versetzt übereinander angebracht waren, einge¬ bracht. Die isolierend wirkenden Halbschalen waren ihrerseits von einer zylindrischen Einhüllenden aus Edelstahl (Außendurchmesser = 173 mm, Innendurchmesser = 167 mm) umgeben, an die zum Zweck der Begleitheizung eine Heizmanschette (Länge = 675 mm, Innendurchmesser = 173 mm) der Fa. Horst, DE-Heidelberg, angelegt war. Auf diese Weise konnte auf der adiabaten Strecke der Wärmefluss aus der Umgebung in das Reaktionsrohr hinein und aus dem Reaktionsrohr heraus in die Umgebung mi¬ nimiert werden.
In jedes Reaktionsrohr war mittig zusätzlich eine 1370 mm lange Thermohülse einge¬ führt (Außendurchmesser: 6mm, Innendurchmesser: 4mm ), in die ein Mehrfach- Thermoelement (vom unteren Reaktorende nach oben alle 4 cm insgesamt 10 Mess¬ stellen, Dicke 3,2mm) eingeführt war.
Vor jeden einzelnen Rohrreaktor war ein mit Steatitringen ( aus Steatit C-220 der Fa. CeramTec und von der Geometrie 7 mm x 3 mm x 3 mm = Außendurchmesser x In- nendurchmesser x Höhe) gefülltes Stahlrohr der Länge 1300 mm als Erhitzer geschal¬ tet. In ihm wurde das Reaktionsgasgemisch jeweils auf die Eintrittstemperatur des nachfolgenden Rohreaktors vorgeheizt und gleichzeitig ideal durchmischt. Zu diesem Zweck wurden die Erhitzerrohre (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841, Wand¬ dicke 3,6 mm, Innendurchmessers 53,1 mm) auf einer rohrmittigen Länge von 1200 mm mittels um sie angelegter Heizmanschetten der Fa. Horst, DE-Heidelberg elekt¬ risch beheizt. Die Verbindung zwischen Erhitzer und Rohrreaktoren wurde durch mit üblichen Wärmedämmmaterialien thermisch isolierten Edelstahlrohren (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841 , Außendurchmesser 21.3 mm, Innendurchmesser 16.1mm, Länge ca. 700 mm) bewerkstelligt.
Vor dem Eintritt des Reaktionsgasgemischs in den jeweiligen Erhitzer war ein Zufuhr¬ hahn angebracht, über den dem Reaktionsgasgemisch jeweils Druckluft zugeführt werden konnte. Beschrieben wird nachfolgend der stationäre Betrieb.
Dem ersten Dehydrierreaktor wurde ein Reaktionsgasausgangsgemisch aus 395 g/h Roh-Propan (erster Propan enthaltender Zufuhrstrom), 500 g/h Wasser und 3649 g/h (Gesamt)Restgas als Kreisgas (zweiter Propan enthaltender Zufuhrstrom) mit einer Temperatur von 4000C und einem Druck von 2,8 bar zugeführt.
Das Roh-Propan enthielt:
Figure imgf000065_0001
Das (Gesamt)Restgas (Kreisgas) enthielt:
Figure imgf000066_0001
Die Bestimmung der Zusammensetzung des Roh-Propans und aller anderen Gaszu¬ sammensetzungen erfolgte gaschromatographisch [HP 6890 mit Chem-Station, Detek¬ toren: FID, WLD1 Trennsäulen: AI2O3/KCL (Chrompack), Carboxen 1010 (Supelco)] . Bei Wasserdampf enthaltenden Gasgemischen wurde dieser vorab der gaschroma- tographischen Analyse durch Abkühlen und gegebenenfalls Entspannen in einem Wasserabscheider auskondensiert. Das nicht kondensierte Gas wurde analysiert und auf dieses trocken gerechnete Gas (d.h., die im eigentlich zu analysierenden Gasge¬ misch enthaltene Wasserdampfmenge blieb unberücksichtigt) beziehen sich alle An¬ gaben.
Das Reaktionsgasausgangsgemisch wurde in einem Verdampfer erzeugt, der dem ersten Erhitzer vorgeschaltet war. Der Verdampfer selbst war ebenfalls wie ein Erhit¬ zer ausgeführt. Ihm wurden 395 g/h gasförmiges Roh-Propan (65°C, 5 bar), 3649 g/h (Gesamt)Restgas (Kreisgas) (500C, 2,8 bar) und 500 g/h Wasser (200C, 3 bar) zuge¬ führt. Die Beheizung des Verdampfers war auf eine Gasgemischaustrittstemperatur von 2000C geregelt. Der Verdampfer war mit dem ersten Erhitzer in entsprechender Weise verbunden wie die Reaktoren an die Erhitzer angebunden waren.
Die Beheizung des ersten Erhitzers war so geregelt, dass das vom Verdampfer in den ersten Erhitzer geleitete Gasgemisch den ersten Erhitzer mit einer Temperatur von 4000C verließ (die dazu erforderliche Wandtemperatur betrug ca. 4400C). Dann wurde das Reaktionsgasausgangsgemisch in den ersten Rohrreaktor geführt und in der Vor¬ heizstrecke desselben auf eine Reaktionszoneneintrittstemperatur von 423,3°C weiter erhitzt.
Die Temperatur des Reaktionsgasgemischs durchlief beim Durchgang durch den ers¬ ten Rohrreaktor ein Maximum (Heißpunkttemperatur genannt) von 549,10C (die hier angegebenen quantitativen Angaben beziehen sich auf den Betriebszustand nach 200 Betriebsstunden; im weiteren Verlauf des Betriebs wurden die verschiedenen Tempe¬ raturen so nachgezogen, dass der auf Einmaldurchgang bezogene Umsatz und die Raum-Zeit-Ausbeute im wesentlichen konstant blieben; in entsprechender Weise wur¬ de auch bereits in den ersten 200 Betriebsstunden verfahren), das im Verlauf des kon¬ tinuierlichen Betriebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungsrichtung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca. 0,03 mm/h).
Das den ersten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000067_0001
Seine Temperatur betrug 509,10C und sein Druck lag bei 2,55 bar.
Vor dem Eintritt in den nachfolgenden Erhitzer wurden dem Reaktionsgasgemisch 130 Nl/h Druckluft zudosiert (230C, 4,2 bar). Dann wurde das Reaktionsgasgemisch mittels der elektrischen Beheizungsmöglichkei¬ ten des Erhitzers (Wandtemperatur ca. 54O0C) und der Vorheizstrecke des nachfol¬ genden (zweiten) Reaktionsrohres (Wandtemperatur ca. 5600C) auf 477°C (Eintritt 2. Reaktionszone) erwärmt. Der Druck des Reaktionsgasgemischs an dieser Stelle lag bei 2,55 bar.
Beim Durchgang durch den zweiten Rohrreaktor durchlief die Temperatur des Reakti¬ onsgasgemischs ein Maximum von 515,50C, das im Verlauf des kontinuierlichen Be- triebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungs¬ richtung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca. 0,1 mm/h). Das den zweiten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000068_0001
Seine Temperatur betrug 493,80C und sein Druck lag bei 2,5 bar.
Vor dem Eintritt in den nachfolgenden Erhitzer wurden dem Reaktionsgasgemisch 195 Nl/h Druckluft zudosiert (230C, 4,2 bar).
Dann wurde das Reaktionsgasgemisch mittels der elektrischen Beheizungsmöglichkei¬ ten des Erhitzers (Wandtemperatur ca.480°C) und der Vorheizstrecke des nachfol¬ genden (dritten) Reaktionsrohres (Wandtemperatur ca. 4800C) auf 4640C (Eintritt 3. Reaktionszone) erwärmt. Der Druck des Reaktionsgasgemischs an dieser Stelle lag bei 2,5 bar.
Beim Durchgang durch den dritten Rohrreaktor durchlief die Temperatur des Reakti¬ onsgasgemischs ein Maximum von 492,80C, das im Verlauf des kontinuierlichen Be¬ triebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungs¬ richtung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca. 0,1 mm/h). Das den drit¬ ten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000069_0001
Seine Temperatur betrug 480,40C und sein Druck lag bei 2,45 bar.
Damit ergab sich über die Dehydrierstufe ein auf den Einmaldurchgang des Reaktions- gasausgangsgemischs bezogener Gesamtdehydrierumsatz des Propans von 19,83 mol-%.
Bei fortgeschrittener Deaktivierung der Dehydrierkatalysatorschüttungen wurde das Verfahren unterbrochen und diese wie in der DE-A 10028582 beschrieben regeneriert. Dies war im wesentlichen immer dann der Fall, wenn die Heißpunkttemperatur in allen drei Rohrreaktoren ca. 58O0C betrug.
In überraschenderweise schritt die Deaktivierung der Dehydrierkatalysatorschüttun- gen bei erhöhtem Arbeitsdruck langsamer voran. B) Gestaltung der Trennzone A
Durch Direktkühlung mit versprühtem gekühltem Wasser (T = 200C) wurde das den dritten Dehydrierreaktor verlassende Produktgasgemisch (Produktgasgemisch A) in einem Direktkühler (Quench) im Gleichstrom auf 400C abgekühlt (das dabei gasförmig verbleibende Gemisch wurde in der Gegenrichtung zur Produktgaseinströmrichtung aus dem Wasserquench herausgeführt). Etwa 75 Gew.-% des im Produktgasgemisch enthaltenen Wasserdampf (Wasserdampf wurde dem Reaktionsgasausgangsgemisch der Reaktionszone A zugesetzt und bildete sich in der Dehydrierstufe durch Verbren¬ nung von Wasserstoff sowie möglicherweise Kohlenwasserstoff mit Luftsauerstoff; die Verbrennungswärme hielt die Reaktionstemperatur im Reaktionsgasgemisch der Reak¬ tionszone A weitgehend aufrecht) kondensierte bei der Direktkühlung aus. Das sich dabei bildende Kondensat wurde mittels Standregelung aus dem Wasserquench her- aus- und seiner Entsorgung zugeführt. Im übrigen wurde das zur Direktkühlung einge¬ setzte Wasser im Kreis geführt (gepumpt), durch indirekten Wärmeaustausch rückge¬ kühlt und zum Zweck der Direktkühlung wieder versprüht.
Anstelle der beschriebenen Direktkühlung mit Wasser, kann das Produktgasgemisch aus der Dehydrierstufe auch zunächst dadurch abgekühlt werden, dass man mit dem Produktgasgemisch in einem indirekten Wärmeaustauscher (z.B. in einem Rohrbün¬ delwärmeaustauscher im Gleichstrom oder im Gegenstrom) das der Dehydrierstufe zuzuführende Reaktionsgasausgangsgemisch aufwärmt (auf 4000C). Das Produktgas¬ gemisch der Dehydrierstufe kühlt dabei von etwa 5000C auf ca. 200 bis 300°C ab.
Eine weitere Abkühlung des Produktgasgemisches der Dehydrierstufe kann dadurch erfolgen, dass es in einem indirekten Wärmeaustauscher dazu verwendet wird, das Ausgangsgasgemisch für die nachfolgend noch zu beschreibende Partialoxidation des in der Dehydrierstufe erzeugten Propens aufzuwärmen, und/oder dass es dazu ver- wendet wird, die im weiteren noch zu beschreibende Absorberabgaskühlung beim, vorzugsweise zweistufigen, Expandieren desselben mittels Expansionsturbinen aus¬ zugleichen, oder durch Vorabanwärmung zu kompensieren.
Danach befindet sich das Produktgasgemisch bei einer Temperatur von etwa 1800C. Anschließend kann mittels Luft- und/oder Oberflächenwasserkühler auf eine Tempera¬ tur im Bereich von 300C bis 60°C abgekühlt werden.
In die Kühler integrierte oder diesen nachgeschaltete Tropfenabscheider sammeln das beim Abkühlen auskondensierte Wasser und führen es standgeregelt der Entsorgung zu. Das so abgekühlte und von Wasserdampf entlastete, bei einem Druck von etwa 2 bar befindliche Produktgasgemisch der Dehydrierstufe wurde nachfolgend auf einen Druck von 10 bis 13 bar verdichtet.
In anwendungstechnisch zweckmäßiger Weise wurde die Verdichtung zweistufig durchgeführt, um zu hohe Verdichtungstemperaturen zu vermeiden (diesem Zweck diente auch schon die vorab durchgeführte Abkühlung; die Wasserdampfabscheidung entlastet die aufzuwendende Verdichterleistung zusätzlich). In der ersten Stufe wurde auf einen Druck von 4 bis 4,5 bar verdichtet. Die Austrittstemperatur des Gasgemi- sches betrug beim Verlassen des Verdichters etwa 115°C.
In einem nach geschalteten indirekten Wärmeaustauscher (Luftkühler oder Oberflä- chenwasserkühler) wurde das Gasgemisch wieder auf 40 bis 600C abgekühlt, wobei weitere Wasserdampfkondensation erfolgte. Tropfenabscheider sammelten das Kon- densat und ließen es standgeregelt aus.
In der zweiten Verdichterstufe wurde ausgehend von einem Druck von etwa 4 bar auf einen Enddruck von 10 bis 13 bar verdichtet. Die Austrittstemperatur beim Verlassen des Verdichters betrug etwa 126°C.
In zwei weiteren nachgeschalteten indirekten Wärmeaustauschern (zunächst ein Luft- kühler (ist normalerweise ein Rohrbündelwärmetauscher; das zu kühlende Gas durch¬ strömt zweckmäßig das Rohrinnere) und dann ein Oberflächenwasserkühler) wurde das verdichtete Gasgemisch zunächst auf 40 bis 600C und dann auf 3O0C abgekühlt. Dabei auskondensierendes Wasser wurde wieder mittels Tropfenabscheidern abge¬ schieden und herausgeführt. Beim Verlassen des zweiten Verdichters enthält das Gasgemisch nur noch 0,2 Gew.-% Wasser. Der geringe Wassergehalt vermeidet eine Zweiphasigkeit in der nachfolgenden Absorption und der hohe Druck mindert die zum Zweck der Absorption benötigte Menge an Absorptionsmittel.
Während großtechnisch Turboverdichter (nicht ölgeschmierte, trocken laufende, berüh¬ rungsfreie Verdichter) zum Zweck der Verdichtung eingesetzt werden (z.B. vom Typ 12 MH 4B, der Fa. Mannesmann DEMAG, DE), wurden hier Membran-Verdichter MV 3459 Il der Fa. Sera verwendet. Prinzipiell können die Verdichter sowohl über Elektro- motoren als auch über Dampf- oder Gasturbinen angetrieben werden. Häufig ist der Antrieb über Dampfturbinen der wirtschaftlichste. Das wie beschrieben verdichtete und abgekühlte Gasgemisch wurde direkt oberhalb des Sumpfs einer Absorptionskolonne zugeführt (ca. 4220 g/h). Es wies nachfolgende Gehalte auf:
Figure imgf000072_0001
Die Absorptionskolonne bestand aus Edelstahl 1.4571. Der Kolonneninnendurchmes¬ ser betrug 80 mm, die Wanddicke 4 mm und die Kolonnenlänge 1,70 m.
Etwa 70 % des Volumens der Absorptionskolonne waren mit Packungselementen der Fa. Monte (Monte BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3) als trennwirksame Ein¬ bauten gefüllt. Die Packungselemente folgten unmittelbar aufeinander und begannen auf der Höhe von 1/5 der Kolonnenlänge von unten. Die Absorptionskolonne war von außen weder gekühlt noch beheizt. Am Kolonnenkopf wurde mit einer Aufgabetempe¬ ratur von 3O0C technisches Tetradecan der Fa. Haltermann, DE, vom Typ PKWF 4/7 af als Absorptionsmittel aufgegeben (gaschromatographische Analyse mittels FID- Detektion ergab zu Beginn (frisch) nachfolgende GC-Flächen-% Zusammensetzung:
n-Tridecan 7,6 %, n-Tetradecan 47,3 %, n-Pentadecan 7,0 %, n-Hexadecan 3,2 %, n-Heptadecan 1.4,1 % und Restsumme 20,7 %;
diese Zusammensetzung änderte sich im Verlauf (nach ca. 3000 h"1) des kontinuierli¬ chen Verfahrensbetriebs auf folgende Werte:
n-Tridecan 2,6 %, n-Tetradecan 39,5 %, n-Pentadecan 9,4 %, n-Hexadecan 4,8 %, n-Heptadecan 23,4 und Restsumme 20,3 %).
Die Berieselungsdichte lag bei 15 m3 Absorptionsmittel pro m2 freie Querschnittsfläche und Stunden (= 25 kg/h Tetradecan).
Der aus der Absorptionskolonne zur Verbrennung geführte Abgasstrom enthielt noch 1700 Vol.-ppm Propan und 400 Vol.-ppm Propen. Großtechnisch wird dieser Abgas¬ strom über einen Expander (z.B. eine Expansionsturbine) in die Verbrennung geführt, um den Großteil der in der zweistufigen Verdichtung aufgewendeten Verdichtungsleis¬ tung rückzugewinnen und in die zweistufige Verdichtung rückzuführen. In zweckmäßi¬ ger Weise wird die Expansion auch zweistufig durchgeführt, um unerwünschte Kon- densation zu vermeiden. Die bei der Entspannung gewonnene mechanische Energie kann sowohl direkt als Mit- oder Hauptantrieb für einen der Verdichter und/oder zur Erzeugung von Strom genutzt werden.
Bevor das entspannte Absorberabgas zur Verbrennung geführt wird, kann es groß- technisch zweckmäßig sein, den darin enthaltenen Wasserstoff abzutrennen. Dies kann z.B. dadurch erfolgen, dass man das Abgas über eine, in der Regel zu einem Rohr gestaltete, Membran leitet, die lediglich für den molekularen Wasserstoff durch¬ lässig ist. Der so abgetrennte molekulare Wasserstoff kann z.B. in die heterogen kata¬ lysierte Dehydrierung rückgeführt oder einer sonstigen Verwertung (z.B. in Brennstoff- zellen) zugeführt werden.
Prinzipiell kann die Wasserstoffabtrennung auch durch partielle Kondensation, Adsorp¬ tion und/oder Rektifikation (vorzugsweise unter Druck, z.B. als Druckwechsel¬ adsorption) vorgenommen werden. Großtechnisch ist es zu dem in der Regel zweck- mäßig, das Absorberabgas durch das im weiteren noch zu beschreibende Sauerwas¬ ser zu führen, um dieses einzuengen.
Das Absorbat enthielt folgende Gehalte (Gew.-% bezogen auf das Gewicht des Absor- bats):
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Bevor das Absorbat zum Kopf der nachfolgenden Desorptionskolonne geführt wurde, wurde es in einem indirekten Wärmeaustauscher auf 36 bis 370C erwärmt. Als Wärme- träger wurde der flüssige Ablauf aus der Desorptionskolonne verwendet, der eine Temperatur von 370C aufwies.
Anschließend wurde das Absorbat ( dies kann z.B. in einer inversen Pumpe oder mit¬ tels eines Ventils ausgeführt werden) auf einen Druck von 2,5 bis 3 bar entspannt (die im Fall der inversen Pumpe dabei frei gesetzte mechanische Energie wird zweckmäßig zur Rückverdichtung von in der Desorptionskolonne befreitem Absorptionsmittel mit¬ verwendet) und das dabei erzeugte zweiphasige Gemisch am Kopf in die Desorpti¬ onskolonne geführt.
In die Desorptionskolonne (Innendurchmesser = 80 mm, Länge = 1,70 m, Wanddicke = 4 mm) wurde von unten im Gegenstrom zum vom Desorptionskolonnenkopf ablaufen¬ den Absorbat mit einem Druck von 3 bar Luft geführt (1340 Nl/h). Die am Kopf aufge¬ gebene Absorbatmenge betrug 35 l/h. Das unten aus der Desorptionskolonne heraus¬ geführte, im wesentlichen von desorbierten Komponenten befreite, Absorptionsmittel wurde durch indirekten Wärmeaustausch mit Absorbat gekühlt, auf den in der Absorp¬ tionskolonne geforderten Druck verdichtet, durch nochmaligen indirekten Wärmeaus¬ tausch (großtechnisch zweckmäßig mit Oberflächenwasser) auf 300C gekühlt und dann zum Kopf der Absorptionskolonne rückgeführt. Als trennwirksame Einbauten enthielt die Desorptionskolonne strukturierte Blechpackungen der Fa. Montz (Montz BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3). Um Absorptionsmittel zurückzuhalten wurde der aus der Desorptionskolonne (gegebenenfalls über einen mechanischen Tropfenab¬ scheider) geführte Gasstrom mit Wasser gewaschen. D.h., er wurde durch ein Pa¬ ckungselement der Fa. Montz (Montz BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3) geführt, auf das Wasser (70 l/h) mit einer Temperatur von 18 0C im Gegenstrom auf- gegeben wurde. Unterhalb der Packung war ein Fangboden (Kaminboden) angebracht, von dem die wässrige Phase herausgeführt werden konnte. In einem Phasenscheider wurde in eine wässrige Phase und in eine organische Phase getrennt. Die sehr geringe Menge organische Phase wurde mit dem zum Kopf der Absorptionskolonne rückge¬ führten Absorptionsmittelstrom vereinigt. Die wässrige Phase wurde rückgekühlt und mit Frischwasser ergänzt (um Verdampfungsverluste auszugleichen) wieder auf das Packungselement aufgegeben. Das Waschen erfolgte der Desorptionskolonne aufge¬ setzt.
Aus dem Waschabschnitt wurde der gewaschene Gasstrom über mechanische Trop¬ fenabscheider (abgeschiedene Flüssigphase wird in die Wäsche rückgeführt) mit den nachfolgenden Gehalten herausgeführt (wird in der Reaktionszone A der Dehydrierum- satz höher gewählt, kann der nachfolgende Propengehalt auch bei 8 bis 12 Vol.-% lie¬ gen; beispielsweise kann der gewaschene Gasstrom auch 15 Vol.-% Propan, 10 VoI.- % Propen und 14,5 Vol.-% O2 aufweisen):
Figure imgf000075_0001
Die Temperatur des Gasgemischs wurde durch indirekten Wärmeaustausch auf 2500C erhöht und das Gasgemisch mit der vorgenannten Zusammensetzung in einer Menge von 2260 Nl/I»h und einem Eingangsdruck von 2,1 bar als neues Reaktionsgasaus- gangsgemisch in die nachfolgende Partialoxidationsvorrichtung geführt. C) Gestaltung der Reaktionszone B (der Partialoxidationsstufe)
1. Erster Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Propens (Propy- lens) zu Acrolein
Verwendetes Wärmeaustauschmittel: Salzschmelze, bestehend aus
53 Gew.-% Kaliumnitrat, 40 Gew.-% Nariumnitrit und 7 Gew.-% Natriumnitrat.
Abmessung des Kontaktrohres: 4200 mm Gesamtlänge,
26 mm Innendurchmesser, 30 mm Außendurchmesser, 2 mm Wandstärke.
Reaktor: Besteht aus einem doppelwandigen Zylinder aus Edelstahl (zylindrisches Führungsrohr, umgeben von einem zylindrischen Außenbehälter). Die Wanddicken betrugen überall 2 bis 5 mm.
Der Innendurchmesser des äußeren Zylinders betrug 168 mm. Der Innen¬ durchmesser des Führungsrohres betrug ca. 60 mm.
Oben und unten war derdoppelwandige Zylinder durch einen Deckel be- ziehungsweise Boden abgeschlossen.
Das Kontaktrohr war durch das zylindrische Führungsrohr geführt im zylind¬ rischen Behälter so untergebracht, dass es am oberen bzw. unteren Ende desselben (abgedichtet) durch den Deckel bzw. Boden jeweils um 250 mm herausgeführt war.
Das Wärmeaustauschmittel war im zylindrischen Behälter eingeschlossen. Um über die gesamte im zylindrischen Behälter befindliche Kontaktrohrlän¬ ge (3700 mm) möglichst gleichmäßige thermische Randbedingungen an der Außenwand des Kontaktrohres zu gewährleisten, wurde das Wärme¬ austauschmittel durch Einperlen von Stickstoff im zylindrischen Behälter umgewälzt.
Mittels des aufsteigenden Stickstoffs wurde das Wärmeaustauschmittel im zylindrischen Führungsrohr von unten nach oben befördert, um dann im
Zwischenraum zwischen zylindrischem Führungsrohr und zylindrischem Außenbehälter wieder nach unten zu strömen (eine Umwälzung gleicher Güte kann auch durch Umpumpen (z.B. Propellerpumpen) erreicht wer¬ den). Durch eine auf den Außenmantel aufgebrachte elektrische Heizung konnte die Temperatur des Wärmeaustauschmittels auf das gewünschte Niveau geregelt werden. Im übrigen bestand Luftkühlung.
Reaktorbeschickung: Über den Reaktor betrachtet wurden Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch im Gegenstrom geführt. Das Reak¬ tionsgasgemisch trat oben in den Reaktor ein. Es wurde jeweils mit einer Temperatur von 25O0C ins Reaktionsrohr geführt.
Die Salzschmelze trat unten mit einer Temperatur Tein = 320°C in das zylindrische Führungsrohr ein und oben mit einer Temperatur Taus aus dem zylindrischen Führungs¬ rohr aus. Der Unterschied zwischen Tein und Taus betrug etwa 20C.
-rmittel _ /Tβiπ ^. -raus\ in
Kontaktrohrbeschickung: Abschnitt A: 50 cm Länge (von oben nach unten) Vorschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. Ceram.Tec) der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Abschnitt B: 100 cm Länge
Kontaktrohrbeschickung mit einem homogenen Gemisch aus 30 Gew.-% an Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außen¬ durchmesser x Länge x Innendurchmessser) und 70 Gew.-% Vollkatalysator aus Abschnitt C.
Abschnitt C: 170 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit ringförmigem (5 mm x 3 mm x 2 mm = Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) Vollkatalysator gemäß Beispiel 1 der DE-A 10046957.
Abschnitt D: 50 cm Länge
Nachschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser). 2. Zwischenkühlung und Sauerstoffzwischeneinspeisung
Das den ersten Festbettreaktor verlassende Produktgasgemisch wurde zum Zweck der Zwischenkühlung (indirekt mittels Luft) durch ein Verbindungsrohr (Länge = 400 mm, Innendurchmesser = 26 mm, Wanddicke = 2 mm, Material = Edelstahl) geführt, das, auf einer Länge von 200 mm zentriert untergebracht, mit einer Inertschüttung aus Stea- titkugeln (Steatit der Fa. CeramTec) des Durchmessers 5 bis 6 mm beschickt und un¬ mittelbar an das Kontraktrohr des ersten Festbettreaktors angeflanscht war.
Das Gasgemisch trat mit einer Temperatur von mehr als 3100C in das Verbindungsrohr ein und verließ es mit einer Temperatur von etwa 14O0C. Anschließend wurden dem Gasgemisch als Sauerstoffquelle 290 Nl/h an komprimierter Luft zugemischt.
Das dabei resultierende, an einem statischen Mischer vermischte, Beschickungsgas- gemisch wurde mit einer Temperatur von 2200C dem Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Acroleins zu Acrylsäure zugeführt.
3. Zweiter Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Acroleins zu Ac¬ rylsäure
Es wurde ein Festbettreaktor verwendet, der mit jenem für den ersten Schritt baugleich war. Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch wurden über den Reaktor betrachtet im Gleichstrom geführt. Die Salzschmelze trat unten ein, das Reaktionsgasgemisch eben¬ falls.
Die Kontaktrohrbeschickung (von unten nach oben) war:
Abschnitt A: 20 cm Länge
Vorschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geomet- rie 7 mm x 7 mm x 4 mm
(Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Abschnitt B: 100 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit einem homogen Gemisch aus 30 Gew.-% an Stea- tit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie
7 mm x 3 mm x 4 mm
(Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) und 70 Gew.-% Schalenka¬ talysator aus Abschnitt C.
Abschnitt C: 200 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit ringförmigem (7 mm x 3 mm x 4 mm = Außerdurchmesser x Länge x Innendurchmesser) Scha¬ lenkatalysator gemäß Herstellungsbeispiel 5 der DE-A 10046928 (an dieser Stel¬ le können auch dazu analoge und in entsprechender Weise hergestellte Scha¬ lenkatalysatoren eingesetzt werden, deren Aktivmasse jedoch eine Stöchiometrie von Mo12V218W112Cu214Ox oder von Mo12V315W113Cu214Ox aufweist).
Abschnitt D: 50 cm Länge
Nachschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geo¬ metrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Der zweite Reaktor wurde mit ca. 3850 g/h an Beschickungsgasgemisch belastet. Tmit" tel ist wie für den ersten Festbettreaktor definiert und betrug 274°C.
Der Propenumsatz im ersten Reaktor betrug 97,7 mol-% und der Acroleinumsatz im zweiten Reaktor betrug 99,4 mol-%.
Die Gehalte des den zweiten Festbettreaktor mit einer Temperatur von 283°C und ei¬ nem Druck von 1,8 bar verlassenden Produktgasgemisches (Produktgasgemisch B) waren:
Figure imgf000079_0001
Figure imgf000080_0001
Die in den beiden Reaktionsstufen verwendeten Katalysatoren können auch durch die in den Beispielen der DE-A 10351269 verwendeten Katalysatoren ersetzt werden. Der Katalysator der ersten Reaktionsstufe kann auch durch die Katalysatoren der Beispiele und Vergleichsbeispiele der DE-A 10344149 ersetzt werden. Der Katalysator der zwei¬ ten Reaktionsstufe kann auch durch die Katalysatoren der Beispiele der DE- A 10360057 und DE-A 10360058 ersetzt werden.
D) Gestaltung der Trennzone B (Abtrennung des Zielproduktes Acrylsäure aus dem Produktgasgemisch der Partialoxidation)
In einem Direktkühler wurde das heiße Produktgasgemisch (das Produktgasgemisch B) durch Eindüsen einer Quenchflüssigkeit (enthaltend 57,4 Gew.-% Diphenylether, 20,7 Gew.-% Diphenyl und 20 Gew.-% o-Dimethylphthalat) der Temperatur 140 bis 1500C, die auch als Absorptionsmittel verwendet wurde, auf ca. 1800C abgekühlt. Im unteren Teil des Direktkühlers wurde die Quenchflüssigkeit gesammelt, entnommen und über einen Wärmeaustauscher, in welchem sie rückgekühlt wurde, in den oberen Teil des Quenchgefäßes rückgesprüht. Das Produktgasgemisch wurde dem Direktküh¬ ler in die gesammelte Quenchflüssigkeit getaucht zugeführt. Das abgekühlte Produkt- gasgemisch strömte dann in die nachfolgende Absorptionskolonne. Im Quenchumlauf reicherten sich hochsiedende Nebenprodukte an, die ausgeschleust werden mussten. Aus dem Quenchumlauf wurde deshalb einmal je Tag diskontinuierlich eine Teilmenge von 1 kg Quenchflüssigkeit in einen Behälter abgelassen, der mit Hilfe eines Rotati¬ onsverdampfers diskontinuierlich aufgearbeitet wurde. Das gereinigte Absorptionsmittel wurde wieder in den Quenchumlauf geführt und die Verluste an Absorptionsmittel mit einem Gemisch aus Diphenylether, Diphenyl und o-Dimethylphthalat ergänzt.
Das abgekühlte Produktgasgemisch wurde oberhalb des Sumpfes in die Absorptions¬ kolonne geführt. Die Absorptionskolonne war 5200 mm lang, hatte einen Innendurch- messer von 50 mm und enthielt Kuehni (CH) Rombopak 9M Packungen. Die Absorpti¬ onskolonne war aus Glas gefertigt und wies aus Gründen der Temperierung einen segmentierten Glasdoppelmantel auf. Oberhalb der ersten Packung, von unten be¬ trachtet, war ein Druckentkopplungsventil installiert (eine einstellbare Drossel), mit dessen Hilfe ein Druckverlust über die Absorptionskolonne (wie er großtechnisch auf- treten würde) von 100 bis 300 mbar simuliert wurde. Die Absorptionskolonne wurde mit einem Kopfdruck von 1 ,35 bar betrieben. Der Glasdoppelmantel war in fünf voneinan- der getrennte Segmente unterteilt, über die das gewünschte Temperaturprofil aufge¬ prägt wurde.
Von unten nach oben wiesen die Segmente die folgenden Temperaturen auf (Thermo- statisierung mittels umgepumptem Wasser):
1. Segment, 1020 mm Länge, 90-1150C;
2. Segment, 1250 mm Länge, 880C;
3. Segment, 950 mm Länge, ca. 6O0C; 4. Segment, 950 mm Länge, 50-55°C;
5. Segment, 1250 mm Länge, 180C.
Unterhalb der obersten Packung war ein Fangboden, von welchem wasserreiches Kondensat (Sauerwasser) abgezogen wurde. Es wurde über einen Wärmeaustauscher auf 200C abgekühlt über die oberste Packung in die Absorptionskolonne rückgeführt und die überschüssige Menge (das Reaktionswasser) standgeregelt ausgeschleust. Die ausgelassene Sauerwassermenge wurde einem Phasenscheider zugeführt. Die organische Phase wurde über die zweite Packung in die Absorptionskolonne rückge¬ führt, die wässrige Phase wurde entsorgt. Unmittelbar unterhalb des Fangbodens wur- den 3,5 l/h Absorptionsflüssigkeit mit einer Temperatur von 400C aufgegeben.
Das am Kopf der Absorptionskolonne ausgelassene (Haupt)Restgas (T = 18 0C1 P = 1 ,35 bar) wies folgende Gehalte auf:
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Durch indirekten Wärmetausch wurde das (Haupt)Restgas auf 400C erwärmt (um un¬ erwünschte Kondensation auszuschließen), mittels eines Verdichters KNF Neuberger Typ PM 17739-1200 (großtechnisch ein mittels Elektromotor angetriebener Turbover- dichter, z.B. vom Typ 12MH4B, der Fa. Mannesmann DEMAG, DE) auf 2,75 bar ver¬ dichtet und als Kreisgasanteil (als erster Anteil des (Gesamt)Restgases) zur Beschi¬ ckung des ersten Dehydrierreaktors in die Reaktionszone A rückgeführt.
Aus dem Sumpf der Absorptionskolonne wurden 3,9 l/h Sumpfflüssigkeit stand geregelt abgezogen. Ein zweiter, kleinerer Strom von ca. 0,5 l/h wurde in den Direktkühler für das heiße Produktgasgemisch zurückgeführt.
Der Sumpfaustrag (er kann zunächst noch einer wie in der DE-A 10336386 beschrie¬ benen Strippung mit einer Teilmenge an Restgas (vorzugsweise zuvor im wesentlichen an Acrylsäure frei gewaschen) unterworfen werden; das beladene Strippgas kann dann wie in der DE-A 10336386 beschrieben in die Absorptionskolonne rückgeführt werden) wurde auf den Kopf einer Abtriebskolonne (50 mm Innendurchmesser, 2000 mm Län¬ ge, aus Glas, Doppelmantel zum Zweck der Temperierung (15O0C), 20 Siebböden (Lochdurchmesser 6,5 mm, Dreiecksteilung) geführt. Dort dampften bei etwa 200 mbar und 1500C alle Leichtsieder (insbesondere Propan und Propen), der Hauptteil der Ac¬ rylsäure, Mittelsieder (z.B. Essigsäure) sowie ein Teil des Absorptionsmittels ab. Aus dem Sumpf der Abtriebskolonne wurde mittels einer Pumpe (Hermetic, 500 l/h) ein Umlaufstrom (200 l/h) entnommen und über einen Wärmeaustauscher (Zwangsum- laufentspannungsverdampfer) in die Abtriebskolonne rückgeführt (mit 1900C). Der am Sumpf ablaufende, gering beladene Strom an Lösemittel ging zurück zur Acrylsäure- absorptionskolonne und wurde unterhalb des Fangbodens, an welchem das Reakti¬ onswasser (Sauerwasser) ausgeschleust wurde, wieder zugeführt.
Die der Abtriebskolonne entweichenden Brüden wurden in eine an Einbauten freie Ko- lonne geführt, um sie in ihrem Kondensat aufsteigen zu lassen. Letzteres wurde in ei¬ ner Menge von 100 l/h aus dem Sumpf dieser Kolonne entnommen, über einen Wär¬ meaustauscher geführt, in dem die Kondensationswärme entzogen wurde, und an¬ schließend mit einer Temperatur von 2O0C am Kopf dieser Kolonne rückgeführt.
Aus dem Sumpf dieser Kolonne wurden ferner 600 ml/h abzogen (enthält das Zielpro¬ dukt Acrylsäure, Wasser und noch Restabsorptionsmittel), aus denen die Acrylsäure bei Bedarf in an sich bekannter Weise abgetrennt werden kann. Am Kopf der an Ein¬ bauten freien Kolonne war nochmals ein Sauerwasserquench aufgesetzt, der durch einen Sammelboden von der Kolonne abgetrennt war. Das auf dem Sammelboden abgezogene Kondensat wurde mit dem aus der Absorptionskolonne (für den Produkt- gasstrom der Partialoxidation) entnommenen Sauerwässer gemischt und auf 180C gekühlt in den Sauerwasserquench rückgeführt. Überschüssiges Sauerwasser wurde ausgetragen. Das aus dem Sauerwasserquench entweichende Gas wurde als weiteres Propan und nicht umgesetztes Propylen enthaltendes restliches Gas nach Verdichtung als weiterer Kreisgasanteil (zweiter Anteil des (Gesamt)Restgases) zur Beschickung des ersten Dehydrierreaktors in die Reaktionszone A rückgeführt.
Vergleichsbeispiel 2
Es wurde wie im Vergleichsbeispiel 1 verfahren. Das den dritten Dehydrierreaktor ver- lassende Produktgasgemisch A wurde jedoch durch einen Strömungsteiler in zwei Hälften identischer Zusammensetzung aufgeteilt und die eine Hälfte in die Trennzone A und die andere Hälfte als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs des ers¬ ten Dehydrierreaktors in die Reaktionszone A rückgeführt.
Dazu wurde das (Gesamt) Restgas auf einen Druck von 4 bar verdichtet und mit dem so verdichteten (Gesamt) Restgas als Treibstrahl eine Strahlpumpe betrieben, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse über eine Mischstrecke und einen Diffusor auf 3 bar entspannten Treibstrahls in den dem ersten Erhitzer vorgeschalteten Ver¬ dampfer sowie der Saugstutzen in Richtung der einen Strömungshälfte des Produkt- gemischs A wies und die Verbindung „Saugstutzen - Mischstrecke -Diffusor" die allei¬ nige Verbindung zwischen der zurückzuführenden Hälfte des Produktgemisches A und dem dem ersten Erhitzer vorgeschalteten Verdampfer war.
Bereits nach einer kontinuierlichen Betriebsdauer von 10 h begannen die Dehydrierka- talysatoren an Aktivität zu verlieren.
Vergleichsbeispiel 3 (alle Drücke sind wie stets in dieser Schrift Absolutdrücke, soweit nichts anderes explizit erwähnt wird)
A) Gestaltung der Reaktionszone A (der Dehydrierstufe)
Die Dehydrierstufe bestand aus drei hintereinander geschalteten identischen Rohrreak¬ toren, die in identischer Weise mit Dehydrierkatalysator beschickt waren.
Der einzelne Rohrreaktor war ein Stahlrohr (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841) der Länge 1300 mm, der Wanddicke 3,6 mm und des Innendurchmessers 53,1 mm. Die Rohrreaktoren wurden vom Reaktionsgasgemisch jeweils von oben nach unten durchströmt.
Am unteren Ende jedes Rohrreaktors befand sich ein Tragerost aus demselben Edel- stahl. Auf dem Tragerost befand sich von unten nach oben die folgende Beschickung:
175 mm Schüttlänge aus Steatitkugeln (Durchmesser 4-5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec;
21 mm Schüttlänge aus Steatitkugeln (Durchmesser 1 ,5-2,5 mm) des Steatits C- 220 der Fa. CeramTec;
210 mm Schüttlänge Dehydrierkatalysator (Pt/Sn-Legierung, die mit den Elementen Cs, K und La in oxidischer Form promoviert war und die auf die äußere und innere Oberfläche von ZrO2 • SiO2 Mischoxidträgerstränglingen (mittlere
Länge (gaußverteilt im Bereich von 3 mm bis 12 mm mit Maximum bei ca. 6 mm): 6 mm, Durchmesser: 2 mm) in der Elementstöchiometrie (Massen¬ verhältnisse einschließlich Träger) Pto,3Sno,6La3toCso,5Ko,2 (ZrO2)88,3(SiO2)7,1 aufgebracht war (Katalysatorvorläuferherstellung und Aktivierung zum akti- ven Katalysator wie in Beispiel 4 der DE-A 10 219 879).
21 mm Schüttlänge Steatitkugeln (Durchmesser 1,5-2,5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec; und
abschließend auf der Restlänge des Rohrreaktors wieder eine Schüttung aus Steatit¬ kugeln (Durchmesser 4-5 mm) des Steatits C-220 der Fa. CeramTec.
Jeder der Rohrreaktoren war außen im Sinne einer Vorheizstrecke auf den ersten 500 mm Rohrlänge von oben nach unten (zum Tragerost hin) in zwei, eine Gleichver- teilung der zugeführten Wärmemenge gewährleistenden, Halbschalen aus Kupfer (Schalendicke = 200 mm) eingelegt, die mittels einer sie im vollen Umfang umgeben¬ den Heizmanschette (Fa. Horst, DE-Heidelberg, 500 mm Länge, 100 mm Innendurch¬ messer) elektrisch beheizt wurden.
Von unten nach oben war jeder der Rohrreaktoren im Sinne einer adiabaten Strecke auf einer Länge von 600 mm in jeweils zwei Paare von thermisch isolierend wirkenden Halbschalen (Dicke einer Halbschale = 25 mm) aus MPS-Super G der Fa. Microtherm in DE, die um 90° gegeneinander versetzt übereinander angebracht waren, einge¬ bracht. Die isolierend wirkenden Halbschalen waren ihrerseits von einer zylindrischen Einhüllenden aus Edelstahl (Außendurchmesser = 173 mm, Innendurchmesser =
167 mm) umgeben, an die zum Zweck der Begleitheizung eine Heizmanschette (Länge = 675 mm, Innendurchmesser = 173 mm) der Fa. Horst, DE-Heidelberg, angelegt war. Auf diese Weise konnte auf der adiabaten Strecke der Wärmefluss aus der Umgebung in das Reaktionsrohr hinein und aus dem Reaktionsrohr heraus in die Umgebung mi¬ nimiert werden.
In jedes Reaktionsrohr war mittig zusätzlich eine 1370 mm lange Thermohϋlse einge¬ führt (Außendurchmesser: 6mm, Innendurchmesser: 4mm ), in die ein Mehrfach- Thermoelement (vom unteren Reaktorende nach oben alle 4 cm insgesamt 10 Mess¬ stellen, Dicke 3,2mm) eingeführt war.
Vor jeden einzelnen Rohrreaktor war ein mit Steatitringen ( aus Steatit C-220 der Fa. CeramTec und von der Geometrie 7 mm x 3 mm x 3 mm = Außendurchmesser x In¬ nendurchmesser x Höhe) gefülltes Stahlrohr der Länge 1300 mm als Erhitzer geschal¬ tet. In ihm wurde das Reaktionsgasgemisch jeweils auf die Eintrittstemperatur des nachfolgenden Rohreaktors vorgeheizt und gleichzeitig ideal durchmischt. Zu diesem Zweck wurden die Erhitzerrohre (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841 , Wand¬ dicke 3,6 mm, Innendurchmessers 53,1 mm) auf einer rohrmittigen Länge von 1200 mm mittels um sie angelegter Heizmanschetten der Fa. Horst, DE-Heidelberg elekt¬ risch beheizt. Die Verbindung zwischen Erhitzer und Rohrreaktoren wurde durch mit üblichen Wärmedämmmaterialien thermisch isolierten Edelstahlrohren (Edelstahl der DIN Werkstoffnummer 1.4841 , Außendurchmesser 21.3 mm, Innendurchmesser 16.1mm, Länge ca. 700 mm) bewerkstelligt.
Vor dem Eintritt des Reaktionsgasgemischs in den jeweiligen Erhitzer war ein Zufuhr¬ hahn angebracht, über den dem Reaktionsgasgemisch jeweils Druckluft zugeführt werden konnte. Beschrieben wird nachfolgend der stationäre Betrieb.
Dem ersten Dehydrierreaktor wurde ein Reaktionsgasausgangsgemisch aus 300 g/h Roh-Propan (erster Propan enthaltender Zufuhrstrom), 375 g/h Wasser und 3768 g/h (Gesamt)Restgas als Kreisgas (zweiter Propan enthaltender Zufuhrstrom) mit einer Temperatur von 4000C und einem Druck von 2,6 bar absolut zugeführt (im großtechni¬ schen Betrieb würde der Eingangsdruck zweckmäßig ca. 0,5 bar höher gewählt, um dem erhöhten Druckverlust (bedingt durch höhere Strömungsgeschwindigkeiten) in der Reaktionszone A Rechnung zu tragen) .
Das Roh-Propan enthielt:
Figure imgf000085_0001
Figure imgf000086_0001
Das (Gesamt)Restgas (Kreisgas) enthielt:
Figure imgf000086_0002
Die Bestimmung der Zusammensetzung des Roh-Propans und aller anderen Gaszu¬ sammensetzungen erfolgte gaschromatographisch [HP 6890 mit Chem-Station, Detek¬ toren: FID, WLD, Trennsäulen: AI2O3/KCL (Chrompack), Carboxen 1010 (Supelco)] . Bei Wasserdampf enthaltenden Gasgemischen wurde dieses vorab der gaschroma- tographischen Analyse durch Abkühlen und gegebenenfalls Entspannen in einem Wasserabscheider auskondensiert. Das nicht kondensierte verbleibende Gas wurde analysiert und auf dieses trocken gerechnete Gas (d.h., die im eigentlich zu analysie¬ renden Gasgemisch enthaltene Wasserdampfmenge blieb unberücksichtigt) beziehen sich alle Angaben.
Das Reaktionsgasausgangsgemisch wurde in einem Verdampfer erzeugt, der dem ersten Erhitzer vorgeschaltet war. Der Verdampfer selbst war ebenfalls wie ein Erhit¬ zer ausgeführt. Ihm wurden 300 g/h gasförmiges Roh-Propan (65°C, 5 bar), 3768 g/h (Gesamt)Restgas (Kreisgas) (500C1 2,8 bar) und 375 g/h Wasser (2O0C, 3 bar) zuge¬ führt. Die Beheizung des Verdampfers war auf eine Gasgemischaustrittstemperatur von 2000C geregelt. Der Verdampfer war mit dem ersten Erhitzer in entsprechender Weise verbunden wie die Reaktoren an die Erhitzer angebunden waren.
Die Beheizung des ersten Erhitzers war so geregelt, dass das vom Verdampfer in den ersten Erhitzer geleitete Gasgemisch den ersten Erhitzer mit einer Temperatur von 4000C verließ (die dazu erforderliche Wandtemperatur betrug ca. 44O0C). Dann wurde das Reaktionsgasausgangsgemisch in den ersten Rohrreaktor geführt und in der Vor¬ heizstrecke desselben auf eine Reaktionszoneneintrittstemperatur von 46O0C weiter erhitzt.
Die Temperatur des Reaktionsgasgemischs durchlief beim Durchgang durch den ers¬ ten Rohrreaktor eine Maximum (Heißpunkttemperatur genannt) von 549,10C (die hier angegebenen quantitativen Angaben beziehen sich auf den Betriebszustand nach 200 Betriebsstunden; im weiteren Verlauf des Betriebs wurden die verschiedenen Tempe¬ raturen so nachgezogen, dass der auf Einmaldurchgang bezogene Umsatz und die Raum-Zeit-Ausbeute im wesentlichen konstant blieben; in entsprechender Weise wur¬ de auch bereits in den ersten 200 Betriebsstunden verfahren), das im Verlauf des kon¬ tinuierlichen Betriebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungsrichtung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca: 0,03 mm/h).
Das den ersten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000087_0001
Figure imgf000088_0001
Seine Temperatur betrug 5090C und sein Druck lag bei ca. 2,56 bar.
Vor dem Eintritt in den nachfolgenden Erhitzer wurden dem Reaktionsgasgemisch 80 Nl/h Druckluft zudosiert (230C, 4,2 bar).
Dann wurde das Reaktionsgasgemisch mittels der elektrischen Beheizungsmöglichkei¬ ten des Erhitzers (Wandtemperatur ca. 54O0C) und der Vorheizstrecke des nachfol¬ genden (zweiten) Reaktionsrohres (Wandtemperatur ca. 56O0C) auf 465°C (Eintritt 2. Reaktionszone) erwärmt. Der Druck des Reaktionsgasgemischs an dieser Stelle lag bei 2,56 bar.
Beim Durchgang durch den zweiten Rohrreaktor durchlief die Temperatur des Reakti¬ onsgasgemischs ein Maximum von ca. 5600C, das im Verlauf des kontinuierlichen Be- triebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungs¬ richtung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca. 0,1 mm/h). Das den zweiten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000088_0002
Figure imgf000089_0001
Seine Temperatur betrug ca. 4930C und sein Druck lag bei ca. 2,52 bar.
Vor dem Eintritt in den nachfolgenden Erhitzer wurden dem Reaktionsgasgemisch 98 Nl/h Druckluft zudosiert (23°C, 4,2 bar).
Dann wurde das Reaktionsgasgemisch mittels der elektrischen Beheizungsmöglichkei¬ ten des Erhitzers (Wandtemperatur ca. 54O0C) und der Vorheizstrecke des nachfol¬ genden (dritten) Reaktionsrohres (Wandtemperatur ca. 5400C) auf 5210C (Eintritt 3. Reaktionszone) erwärmt. Der Druck des Reaktionsgasgemischs an dieser Stelle lag bei 2,52 bar.
Beim Durchgang durch den dritten Rohrreaktor durchlief die Temperatur des Reakti¬ onsgasgemischs ein Maximum von 5700C, das im Verlauf des kontinuierlichen Betriebs der Versuchsanlage infolge allmählicher Katalysatordeaktivierung in Strömungsrich¬ tung wanderte (die Wanderungsgeschwindigkeit betrug ca. 0,1 mm/h). Das den dritten Dehydrierreaktor verlassende Reaktionsgasgemisch wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000089_0002
Figure imgf000090_0001
Seine Temperatur betrug 480,40C und sein Druck lag bei 2,48 bar. Damit ergab sich über die Dehydrierstufe ein auf den Einmaldurchgang des Reaktions- gasausgangsgemischs bezogener Gesamtdehydrierumsatz des Propans von 19,91 mol-%.
Bei fortgeschrittener Deaktivierung der Dehydrierkatalysatorschüttungen wurde das Verfahren unterbrochen und diese wie in der DE-A 10028582 beschrieben regeneriert. Dies war im wesentlichen immer dann der Fall, wenn die Heißpunkttemperatur in allen drei Rohrreaktoren ca. 58O0C betrug.
In überraschender Weise schritt die Deaktivierung der Dehydrierkatalysatorschüttun- gen bei erhöhtem Arbeitsdruck langsamer voran.
B) Gestaltung der Trennzone A
Durch Direktkühlung mit versprühtem gekühltem Wasser (T = 200C) wurde das den dritten Dehydrierreaktor verlassende Produktgasgemisch (Produktgasgemisch A) in einem Direktkühler (Quench) im Gleichstrom auf 400C abgekühlt (das dabei gasförmig verbleibende Gemisch wurde in der Gegenrichtung zur Produktgaseinströmrichtung aus dem Wasserquench herausgeführt). Etwa 75 Gew.-% des im Produktgasgemisch enthaltenen Wasserdampf (Wasserdampf wurde dem Reaktionsgasausgangsgemisch der Reaktionszone A zugesetzt und bildete sich in der Dehydrierstufe durch Verbren¬ nung von Wasserstoff sowie möglicherweise Kohlenwasserstoff mit Luftsauerstoff; die Verbrennungswärme hielt die Reaktionstemperatur im Reaktionsgasgemisch der Reak¬ tionszone A weitgehend aufrecht) kondensierte bei der Direktkühlung aus. Das sich dabei bildende Kondensat wurde mittels Standregelung aus dem Wasserquench her¬ aus- und seiner Entsorgung zugeführt. Im übrigen wurde das zur Direktkühlung einge¬ setzte Wasser im Kreis geführt (gepumpt), durch indirekten Wärmeaustausch rückge- kühlt und zum Zweck der Direktkühlung wieder versprüht.
Anstelle der beschriebenen Direktkühlung mit Wasser, kann das Produktgasgemisch aus der Dehydrierstufe auch zunächst dadurch abgekühlt werden, dass man mit dem Produktgasgemisch in einem indirekten Wärmeaustauscher (z.B. in einem Rohrbün- delwärmeaustauscher im Gleichstrom oder im Gegenstrom) das der Dehydrierstufe zuzuführende Reaktionsgasausgangsgemisch aufwärmt (z.B. auf eine Temperatur im Bereich von 350 bis 4500C). Das Produktgasgemisch der Dehydrierstufe kühlt dabei in entsprechendem Maß von der hohen Austrittstemperatur der Dehydrierstufe (z.B. von 450 bis 55O0C) auf ca. 200 bis 300°C ab. Eine weitere Abkühlung des Produktgasgemisches der Dehydrierstufe kann dadurch erfolgen, dass es in einem indirekten Wärmeaustauscher dazu verwendet wird, das Ausgangsgasgemisch für die nachfolgend noch zu beschreibende Partialoxidation des in der Dehydrierstufe erzeugten Propens aufzuwärmen, und/oder dass es dazu ver- wendet wird, die im weiteren noch zu beschreibende Absorberabgaskühlung beim, vorzugsweise zweistufigen, Expandieren desselben mittels Expansionsturbinen aus¬ zugleichen, oder durch Vorabanwärmung zu kompensieren.
Danach befindet sich das Produktgasgemisch bei einer Temperatur von etwa 18O0C. Anschließend kann mittels Luft- und/oder Oberflächenwasserkühler auf eine Tempera¬ tur im Bereich von 300C bis 600C abgekühlt werden.
In die Kühler integrierte oder diesen nachgeschaltete Tropfenabscheider sammeln das beim Abkühlen auskondensierte Wasser und führen es standgeregelt der Entsorgung zu.
Das so abgekühlte und von Wasserdampf entlastete, bei einem Druck von etwa 2 bar befindliche Produktgasgemisch der Dehydrierstufe wurde nachfolgend auf einen Druck von 10 bis 13 bar verdichtet.
In anwendungstechnisch zweckmäßiger Weise wurde die Verdichtung zweistufig durchgeführt, um zu hohe Verdichtungstemperaturen zu vermeiden (diesem Zweck diente auch schon die vorab durchgeführte Abkühlung; die Wasserdampfabscheidung entlastet die aufzuwendende Verdichterleistung zusätzlich). In der ersten Stufe wurde auf einen Druck von 4 bis 4,5 bar verdichtet. Die Austrittstemperatur des Gasgemi¬ sches betrug beim Verlassen des Verdichters etwa 115°C.
In einem nach geschalteten indirekten Wärmeaustauscher (Luftkühler oder Oberflä¬ chenwasserkühler) wurde das Gasgemisch wieder auf 40 bis 60°C abgekühlt, wobei weitere Wasserdampfkondensation erfolgte. Tropfenabscheider sammelten das Kon¬ densat und schleusten es standgeregelt aus.
In der zweiten Verdichterstufe wurde ausgehend von einem Druck von etwa 4 bar auf einen Enddruck von 10 bar verdichtet (hier kann gegebenenfalls auch auf einen Druck von bis zu 13 bar und mehr verdichtet werden). Die Austrittstemperatur beim Verlassen des Verdichters betrug etwa 126°C.
In zwei weiteren nachgeschalteten indirekten Wärmeaustauschern (zunächst ein Luft- kühler (ist normalerweise ein Rohrbündelwärmetauscher; das zu kühlende Gas durch- strömt zweckmäßig das Rohrinnere) und dann ein Oberflächenwasserkühler) wurde das verdichtete Gasgemisch zunächst auf 40 bis 6O0C und dann auf 3O0C abgekühlt. Dabei auskondensierendes Wasser wurde wieder mittels Tropfenabscheidern abge- schieden und herausgeführt. Beim Verlassen des zweiten Verdichters enthält das Gasgemisch nur noch ca. 0,2 Gew.-% Wasser. Der geringe Wassergehalt verringert den Wasseranfall und vermeidet so durch eine Zweiphasigkeit der Flüssigkeit bedingte Betriebsprobleme in der nachfolgenden Absorption und der hohe Druck mindert die zum Zweck der Absorption benötigte Menge an Absorptionsmittel.
Während großtechnisch Turboverdichter (nicht ölgeschmierte, trocken laufende, berüh¬ rungsfreie Verdichter) zum Zweck der Verdichtung eingesetzt werden (z.B. vom Typ 12 MH 4B, der Fa. Mannesmann DEMAG, DE), wurden hier Membran-Verdichter MV 3459 Il der Fa. Sera verwendet. Prinzipiell können die Verdichter sowohl über Elektro¬ motoren als auch über Dampf- oder Gasturbinen angetrieben werden. Häufig ist der Antrieb über Dampfturbinen der wirtschaftlichste. Das wie beschrieben verdichtete und abgekühlte Gasgemisch wurde direkt oberhalb des Sumpfs einer Absorptionskolonne zugeführt (ca. 4650 g/h). Es wies nachfolgende Gehalte auf:
Figure imgf000092_0001
Die Absorptionskolonne bestand aus Edelstahl 1.4571. Der Kolonneninnendurchmes¬ ser betrug 80 mm, die Wanddicke 4 mm und die Kolonnenlänge 1,70 m.
Etwa 70 % des Volumens der Absorptionskolonne waren mit Packungselementen der Fa. Montz (Montz BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3) als trennwirksame Ein¬ bauten gefüllt. Die Packungselemente folgten unmittelbar aufeinander und begannen auf der Höhe von 1/5 der Kolonnenlänge von unten. Die Absorptionskolonne war von außen weder gekühlt noch beheizt. Am Kolonnenkopf wurde mit einer Aufgabetempe¬ ratur von 30cC technisches Tetradecan der Fa. Haltermann, DE1 vom Typ PKWF 4/7 af als Absorptionsmittel aufgegeben (gaschromatographische Analyse mittels FID- Detektion ergab zu Beginn (frisch) nachfolgende GC-Flächen-% Zusammensetzung:
n-Tridecan 7,6 %, n-Tetradecan 47,3 %, n-Pentadecan 7,0 %, n-Hexadecan 3,2 %, n-Heptadecan 14,1 % und Restsumme 20,7 %;
diese Zusammensetzung änderte sich im Verlauf (nach ca. 3000 h"1) des kontinuierli¬ chen Verfahrensbetriebs auf folgende Werte:
n-Tridecan 2,6 %, n-Tetradecan 39, 5 % , n-Pentadecan 9,4 %, n-Hexadecan 4,8 %, n-Heptadecan 23,4 und
Restsumme 20,3 %).
Die Berieselungsdichte lag bei 15 m3 Absorptionsmittel pro m2 freie Querschnittsfläche und Stunden (= 28 kg/h Tetradecan).
Der aus der Absorptionskolonne zur Verbrennung geführte Abgasstrom enthielt noch 950 Vol.-ppm Propan und 250 Vol.-ppm Propen. Großtechnisch wird dieser Abgas¬ strom über einen Expander (z.B. eine Expansionsturbine) in die Verbrennung geführt, um den Großteil der in der zweistufigen Verdichtung aufgewendeten Verdichtungsleis¬ tung rückzugewinnen und in die zweistufige Verdichtung rückzuführen. In zweckmäßi¬ ger Weise wird die Expansion auch zweistufig durchgeführt, um unerwünschte Kon- densation zu vermeiden. Die bei der Entspannung gewonnene mechanische Energie kann sowohl direkt als Mit- oder Hauptantrieb für einen der Verdichter und/oder zur Erzeugung von Strom genutzt werden.
Bevor das entspannte Absorberabgas zur Verbrennung geführt wird, kann es groß- technisch zweckmäßig sein, den darin enthaltenen Wasserstoff abzutrennen. Dies kann z.B. dadurch erfolgen, dass man das Abgas über eine, in der Regel zu einem Rohr gestaltete, Membran leitet, die lediglich für den molekularen Wasserstoff durch¬ lässig ist. Der so abgetrennte molekulare Wasserstoff kann z.B. in die heterogen kata¬ lysierte Dehydrierung rückgeführt oder einer sonstigen Verwertung (z.B. in Brennstoff- zellen) zugeführt werden. Prinzipiell kann die Wasserstoffabtrennung auch durch partielle Kondensation, Adsorp¬ tion und/oder Rektifikation (vorzugsweise unter Druck) vorgenommen werden. Gro߬ technisch ist es zu dem in der Regel zweckmäßig, das Absorberabgas durch das im weiteren noch zu beschreibende Sauerwasser zu führen, um dieses einzuengen.
Das Absorbat enthielt folgende Gehalte (Gew.-% bezogen auf das Gewicht des Absor- bats):
Figure imgf000094_0001
Bevor das Absorbat zum Kopf der nachfolgenden Desorptionskolonne geführt wurde, wurde es in einem indirekten Wärmeaustauscher auf 600C erwärmt.
Anschließend wurde das Absorbat ( dies kann z.B. in einer inversen Pumpe oder mit¬ tels eines Ventils ausgeführt werden) auf einen Druck von 2,7 bar entspannt (die im Fall der inversen Pumpe dabei frei gesetzte mechanische Energie wird zweckmäßig zur Rückverdichtung von in der Desorptionskolonne befreitem Absorptionsmittel mit¬ verwendet) und das dabei erzeugte zweiphasige Gemisch am Kopf in die Desorpti¬ onskolonne geführt.
In die Desorptionskolonne (Innendurchmesser = 80 mm, Länge = 1,70 m, Wanddicke = 4 mm) wurde von unten im Gegenstrom zum vom Desorptionskolonnenkopf ablaufen¬ den Absorbat mit einem Druck von 3 bar Luft geführt (1269 Nl/h). Die am Kopf aufge¬ gebene Absorbatmenge betrug 33,7 l/h. Das unten aus der Desorptionskolonne her¬ ausgeführte, im wesentlichen von desorbierten Komponenten befreite, Absorptionsmit¬ tel wurde durch indirekten Wärmeaustausch gekühlt, auf den in der Absorptionskolon¬ ne geforderten Druck verdichtet, durch nochmaligen indirekten Wärmeaustausch (großtechnisch zweckmäßig mit Oberflächenwasser) auf 16°C gekühlt und dann zum Kopf der Absorptionskolonne rückgeführt. Als trennwirksame Einbauten enthielt die Desorptionskolonne strukturierte Blechpackungen der Fa. Montz (Montz BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3). Um Absorptionsmittel zurückzuhalten wurde der aus der Desorptionskolonne (gegebenenfalls über einen mechanischen Tropfenab¬ scheider) geführte Gasstrom mit Wasser gewaschen. D.h., er wurde durch ein Pa¬ ckungselement der Fa. Montz (Monte BSH-750, spezifische Oberfläche 750 m2/m3) geführt, auf das Wasser (70 l/h) mit einer Temperatur von 18 0C im Gegenstrom auf¬ gegeben wurde. Unterhalb der Packung war ein Fangboden (Kaminboden) angebracht, von dem die wässrige Phase herausgeführt werden konnte. In einem Phasenscheider wurde in eine wässrige Phase und in eine organische Phase getrennt. Die sehr geringe Menge organische Phase wurde mit dem zum Kopf der Absorptionskolonne rückge¬ führten Absorptionsmittelstrom vereinigt. Die wässrige Phase wurde rückgekühlt und mit Frischwasser ergänzt (um Verdampfungsverluste auszugleichen) wieder auf das Packungselement aufgegeben. Das Waschen erfolgte der Desorptionskolonne aufge¬ setzt.
Aus dem Waschabschnitt wurde der gewaschene Gasstrom über mechanische Trop¬ fenabscheider (abgeschiedene Flüssigphase wird in die Wäsche rückgeführt) mit den nachfolgenden Gehalten herausgeführt (wird in der Reaktionszone A der Dehydrierum- sate höher gewählt, kann der nachfolgende Propengehalt auch bei 8 bis 12 Vol.-% lie¬ gen; beispielsweise kann der gewaschene Gasstrom auch 15 Vol.-% Propan, 10 VoI.- % Propen und 14,5 Vol.-% O2 aufweisen):
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Die Temperatur des Gasgemischs wurde durch indirekten Wärmeaustausch auf 25O0C erhöht und das Gasgemisch mit der vorgenannten Zusammensetzung in einer Menge von 2128 NI/l-h und einem Eingangsdruck von 2,1 bar als neues Reaktionsgasaus- gangsgemisch in die nachfolgende Partialoxidationsvorrichtung geführt. C) Gestaltung der Reaktionszone B (der Partialoxidationsstufe)
1. Erster Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Propens (Propy- lens) zu Acrolein
Verwendetes Wärmeaustauschmittel: Salzschmelze, bestehend aus
53 Gew.-% Kaliumnitrat, 40 Gew.-% Nariumnitrit und 7 Gew.-% Natriumnitrat.
Abmessung des Kontaktrohres: 4200 mm Gesamtlänge,
26 mm Innendurchmesser, 30 mm Außendurchmesser, 2 mm Wandstärke.
Reaktor: Besteht aus einem doppelwandigen Zylinder aus Edelstahl (zylindrisches Führungsrohr, umgeben von einem zylindrischen Außenbehälter). Die Wanddicken betrugen überall 2 bis 5 mm.
Der Innendurchmesser des äußeren Zylinders betrug 168 mm. Der Innen¬ durchmesser des Führungsrohres betrug ca. 60 mm.
Oben und unten war der doppelwandige Zylinder durch einen Deckel be¬ ziehungsweise Boden abgeschlossen.
Das Kontaktrohr war durch das Führungsrohr geführt im zylindrischen Be¬ hälter so untergebracht, dass es am oberen bzw. unteren Ende desselben (abgedichtet) durch den Deckel bzw. Boden jeweils um 250 mm herausge¬ führt war.
Das Wärmeaustauschmittel war im zylindrischen Behälter eingeschlossen. Um über die gesamte im zylindrischen Behälter befindliche Kontaktrohrlän¬ ge (3700 mm) möglichst gleichmäßige thermische Randbedingungen an der Außenwand des Kontaktrohres zu gewährleisten, wurde das Wärme- austauschmittel durch Einperlen von Stickstoff im zylindrischen Behälter umgewälzt.
Mittels des aufsteigenden Stickstoffs wurde das Wärmeaustauschmittel im zylindrischen Führungsrohr von unten nach oben befördert, um dann im Zwischenraum zwischen zylindrischem Führungsrohr und zylindrischem
Außenbehälter wieder nach unten zu strömen (eine Umwälzung gleicher Güte kann auch durch Umpumpen (z.B. Propellerpumpen) erreicht wer- den). Durch eine auf den Außenmantel aufgebrachte elektrische Heizung könnte die Temperatur des Wärmeaustauschmittels auf das gewünschte Niveau geregelt werden. Im übrigen bestand Luftkühlung.
Reaktorbeschickung: Über den Reaktor betrachtet wurden Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch im Gegenstrom geführt. Das Reak¬ tionsgasgemisch trat oben in den Reaktor ein. Es wurde jeweils mit einer Temperatur von 25O0C ins Reaktionsrohr geführt.
Die Salzschmelze trat unten mit einer Temperatur Teiπ = 3350C in das zylindrische Führungsrohr ein und oben mit einer Temperatur Taus aus dem zylindrischen Führungs¬ rohr aus. Der Unterschied zwischen Teiπ und Taus betrug etwa 20C.
-rmittel _ /"rein ^. Tausy2
Kontaktrohrbeschickung: Abschnitt A: 50 cm Länge (von oben nach unten) Vorschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. Ceram.Tec) der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Abschnitt B: 100 cm Länge
Kontaktrohrbeschickung mit einem homogenen Gemisch aus 30 Gew.-% an Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außen¬ durchmesser x Länge x Innendurchmessser) und 70 Gew.-% Vollkatalysator aus Abschnitt C.
Abschnitt C: 170 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit ringförmigem (5 mm x 3 mm x 2 mm = Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) Vollkatalysator gemäß Beispiel 1 der DE-A 10046957.
Abschnitt D: 50 cm Länge
Nachschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser). 2. Zwischenkühlung und Sauerstoffzwischeneinspeisung
Das den ersten Festbettreaktor verlassende Produktgasgemisch wurde zum Zweck der Zwischenkühlung (indirekt mittels Luft) durch ein Verbindungsrohr (Länge = 400 mm, Innendurchmesser = 26 mm, Wanddicke = 2 mm, Material = Edelstahl) geführt, das, auf einer Länge von 200 mm zentriert untergebracht, mit einer Inertschüttung aus Stea- titkugeln (Steatit der fa. CeramTec) des Durchmessers 5 bis 6 mm beschickt und un¬ mittelbar an das Kontraktrohr des ersten Festbettreaktors angeflanscht war.
Das Gasgemisch trat mit einer Temperatur von mehr als 3100C in das Verbindungsrohr ein und verließ es mit einer Temperatur von etwa 14O0C. Anschließend wurden dem Gasgemisch als Sauerstoffquelle 269 Nl/h an komprimierter Luft zugemischt.
Das dabei resultierende, an einem statischen Mischer vermischte, Beschickungsgas- gemisch wurde mit einer Temperatur von 2200C dem Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Acroleins zu Acrylsäure zugeführt.
3. Zweiter Festbettreaktor für den Schritt der Partialoxidation des Acroleins zu Ac¬ rylsäure
Es wurde ein Festbettreaktor verwendet, der mit jenem für den ersten Schritt baugleich war. Salzschmelze und Reaktionsgasgemisch wurden über den Reaktor betrachtet im Gleichstrom geführt. Die Salzschmelze trat unten ein, das Reaktionsgasgemisch eben¬ falls.
Die Kontaktrohrbeschickung (von unten nach oben) war:
Abschnitt A: 20 cm Länge
Vorschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geomet- rie 7 mm x 7 mm x 4 mm
(Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Abschnitt B: 100 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit einem homogenen Gemisch aus 30 Gew.-% an Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geometrie
7 mm x 3 mm x 4 mm
(Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) und 70 Gew.-% Schalenka¬ talysator aus Abschnitt C.
Abschnitt C: 200 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit ringförmigem (7 mm x 3 mm x 4 mm = Außerdurchmesser x Länge x Innendurchmesser) Scha¬ lenkatalysator gemäß Herstellungsbeispiel 5 der DE-A 10046928 (an dieser Stel¬ le können auch dazu analoge und in entsprechender Weise hergestellte Scha¬ lenkatalysatoren eingesetzt werden, deren Aktivmasse jedoch eine Stöchiometrie von Mo12V218Wi12Cu214Ox oder von MOi2V315W113Cu214Ox aufweist).
Abschnitt D: 50 cm Länge
Nachschüttung aus Steatit-Ringen (Steatit C 220 der Fa. CeramTec) der Geo¬ metrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser).
Der zweite Reaktor wurde mit ca. 3607 g/h an Beschickungsgasgemisch belastet. Tmit" tel ist wie für den ersten Festbettreaktor definiert und betrug 284°C.
Der Propenumsatz im ersten Reaktor betrug 98,0 mol-% und der Acroleinumsatz im zweiten Reaktor betrug ca. 99,8 mol-%.
Die Gehalte des den zweiten Festbettreaktor mit einer Temperatur von 2810C und ei¬ nem Druck von 1,8 bar verlassenden Produktgasgemisches (Produktgasgemisch B) waren:
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Die in den beiden Reaktionsstufen verwendeten Katalysatoren können auch durch die in den Beispielen der DE-A 10351269 verwendeten Katalysatoren ersetzt werden. Der Katalysator der ersten Reaktionsstufe kann auch durch die Katalysatoren der Beispiele und Vergleichsbeispiele der DE-A 10344149 ersetzt werden. Der Katalysator der zwei¬ ten Reaktionsstufe kann auch durch die Katalysatoren der Beispiele der DE- A 10360057 und DE-A 10360058 ersetzt werden. Femer kann die Partialoxidation als Hochlastverfahren durchgeführt werden, wie es in der DE-A 10313210, der DE-A 10313213, der DE-A 10313212, der DE-A 10313211, der DE-A 10313208, der DE-A 10313209 und in der DE-A 10313214 und dem in diesen Schriften gewürdigten Stand der Technik beschrieben ist.
D) Gestaltung der Trennzone B (Abtrennung des Zielproduktes Acrylsäure aus dem Produktgasgemisch der Partialoxidation)
In einem Direktkühler wurde der heiße Produktgasgemischstrom (das Produktgasge¬ misch B) im Gleichstrom (nach Vereinigung mit dem weiter unten beschriebenen bela- denen Stripgasstrom) durch Eindüsen einer Quenchflüssigkeit (enthaltend 57,4 Gew.- % Diphenylether, 20,7 Gew.-% Diphenyl, 20 Gew.-% o-Dimethylphthalat (DMP) und als Restmenge bis zu 100 Gew.-% Phenothiazin (bis zu 1 Gew.-%) sowie Hochsieder (z.B. Acrylsäureoligomere)) der Temperatur 140 bis 1500C, die auch als Absorptionsmittel verwendet wurde, auf ca. 1800C abgekühlt. Im unteren Teil des Direktkühlers wurde die nicht verdampfte Quenchflüssigkeit gesammelt, entnommen und über einen Wär¬ meaustauscher, in welchem sie wieder auf Vorlauftemperatur gebracht wurde, in den oberen Teil des Quenchgefäßes rückgesprüht. Der Produktgasgemischstrom B (vereint mit dem beladenen Stripgas) und die zu Strahlen verdüste Quenchflüssigkeit wurden dem Direktkühler parallel zugeführt. Der abgekühlte Produktgasgemischstrom B ström¬ te dann in die nachfolgende Absorptionskolonne. Im Quenchumlauf reicherten sich hochsiedende Nebenprodukte an, die ausgeschleust werden mussten. Aus dem Quen¬ chumlauf wurde deshalb einmal je Tag diskontinuierlich eine Teilmenge von 1 kg Quenchflüssigkeit in einen Behälter abgelassen, der mit Hilfe eines Rotationsverdamp¬ fers (8 mbar, 1800C) diskontinuierlich aufgearbeitet wurde. Das dabei gewonnene ge¬ reinigte Absorptionsmittelkondensat wurde dem weiter unten beschriebenen Pufferbe¬ hälter für den Sumpfablauf aus der Restgas-Edelstahl-Druck-Waschkolonne zugeführt und dabei einmal je Woche die beim Aufarbeiten im Rotationsverdampfer erlittenen Verluste an Absorptionsmittel von rund 2,9 g/h durch Zusatz von frischem Gemisch bestehend aus Diphenylether (21,2 Gew-%), Diphenyl (58,8 Gew.-%) (beide zusam¬ men = Diphyl®) und o-Dimethylphthalat (20 Gew.-%) zum Kondensat ersetzt.
Das abgekühlte Produktgasgemisch B wurde oberhalb des Sumpfes und unterhalb der ersten Packung in die Absorptionskolonne geführt; Die Absorptionskolonne (ohne Sumpf) war 5420 mm lang, hatte einen Innendurchmesser von 50 mm und enthielt auf insgesamt 3,3 m Länge Kuehni (CH) Rhombopak 9M Packungen. Die Absorptionskolonne war aus Glas gefertigt und wies aus Gründen der Temperie¬ rung einen segmentierten Glasdoppelmantel auf. Unmittelbar oberhalb der zweiten Packung, von unten betrachtet, war ein Druckentkopplungsventil installiert (eine ein¬ stellbare Drossel), mit dessen Hilfe ein Druckverlust über die Absorptionskolonne (wie er großtechnisch auftreten würde) von 100 bis 300 mbar simuliert werden konnte. Die Absorptionskolonne wurde mit einem Kopfdruck von 1 ,30 bar und einem Sumpfdruck von 1,40 bar betrieben. Die Sumpftemperatur betrug ca. 1130C. Der Glasdoppelman¬ tel war in fünf aufeinanderfolgende getrennt betriebene Segmente unterteilt, über die der Absorptionskolonne das nachfolgende Temperaturprofil aufgeprägt wurde. Dieser Segmentierung folgte auch die innere Struktur der Absorptionskolonne.
Die Segmente wiesen von unten nach oben die folgenden Temperaturen auf (ihre Thermostatisierung erfolgte jeweils mittels umgepumptem Wasser, bzw. im 1.Segment mit Wärmeträgeröl der entsprechenden Temperatur) und waren wie folgt gestaltet:
1. Segment: 1020 mm Länge (nach oben gerichtet an der Zufuhrstelle des Produkt¬ gasgemischs B beginnend), 113°C, 0,4 m Rhombopak zwischen der unmittelbar oberhalb des Sumpfes der Absorptionskolonne befindlichen Zufuhrstelle des Produktgasgemischs B und der Zufuhrstelle von aus dem Kolonnensumpf kontinuierlich entnommener und in die Kolonne re- zierkulierter ( mit ca. 113 0C, in einer Menge von ca. 200 l/h) Sumpfflüs¬ sigkeit und 0,6 m Rhombopak oberhalb dieser Aufgabestelle. Der Abstand zwischen beiden Rhombopaks betrug ca. 2 cm.
2. Segment: 1250 mm Länge, 750C, am unteren Ende befand sich das Druckentkopp- lungsventil und oberhalb des Druckentkopplungsventils bis zur Zufuhr¬ stelle des Leichtsiederkondensatstroms aus der weiter unten beschrie¬ benen Reindestillation befanden sich 0,5 m Rhombopak.
3. Segment: 950 mm Länge, 600C, 0,6 m Rhombopak, die unmittelbar oberhalb der Leichtsiederkondensataufgabestelle des 2. Segments beginnen. 4. Segment: 950 mm Länge, 50-550C, 0,6 m Rhombopak, die unmittelbar unterhalb der Aufgabestelle des im folgenden beschriebenen Absorptionsmittelhaupt- stroms enden.
5. Segment: 1250 mm Länge, 200C, 0,6m Rhombopak zwischen dem unmittelbar o- berhalb der Absorptionsmittelaufgabe im 4. Segment für den Ablauf des Sauerwassers (im folgenden beschrieben) angebrachten Fangbodens und der Aufgabestelle von rezierkuliertem Sauerwasser am Kopf der Ab¬ sorptionskolonne.
Vom vorgenannten im 5. Segment befindlichen Fangboden wurde kontinuierlich was¬ serreiches Kondensat (Sauerwasser) abgezogen (ca. 70,2 l/h). Es wurde über einen Wärmetauscher indirekt auf 2O0C abgekühlt und überwiegend oberhalb der obersten Rhombopak-Packung wieder in die Absorptionskolonne rückgeführt (70 Liter/h). Der nicht rückgeführte Anteil des entnommenen Sauerwassers (das Reaktionswasser) wurde standgeregelt ausgeschleust und einer Sauerwasserextraktionsstufe zugeführt. In dieser wurde das ausgeschleuste Sauerwasser in einem auf Umgebungstemperatur gehaltenen Glasrührgefäß (1 Liter Volumen, 80 mm Durchmesser) bei Umgebungs¬ druck mit dem kleineren Teilstrom des ( weiter unten beschriebenen) gering beladenen (mit Acrylsäure und Nebenkomponenten) Absorptionsmittels vereinigt und gemischt. Die resultierende Mischung wurde in einen ebenfalls auf Umgebungstemperatur gehal¬ tenen gläsernen Phasenscheidebehälter (7,5 Liter Volumen, 150 mm Durchmesser) durch freien Überlauf kontinuierlich abgelassen. Dort trennte sich das übergelaufene flüssige Gemisch in zwei flüssige Phasen, wobei kurzkettige saure Nebenkomponen¬ ten (z.B. Essigsäure) bevorzugt in die spezifisch leichtere wässrige Phase und Acryl¬ säure bevorzugt in die spezifisch schwerere organische Phase übergehen. Die organi¬ sche Phase wird mittels einer zwangsfördernden Membrandosierpumpe mit dem gros¬ seren Teilstrom des gering beladenen Absorptionsmittels vereinigt und dieser Gesamt¬ strom (ca. 3,0 l/h, 4O0C) wie bereits beschrieben direkt unterhalb des Sauerwasser¬ fangbodens als Absorptionsmittelhauptstrom der Absorptionskolonne zugeführt.
Das die Absorptionskolonne am Kopf verlassende (Haupt)Restgas (T = 20 0C, P = 1 ,30 bar) wies folgende Gehalte auf:
Figure imgf000102_0001
Figure imgf000103_0001
Durch indirekten Wärmetausch wurde das (Haupt) Restgas auf 400C erwärmt (um un¬ erwünschte Kondensation auszuschließen), mittels eines Membranverdichters (gro߬ technisch ein mittels Elektromotor angetriebener Turboverdichter, z.B. vom Typ 12MH4B, der Fa. Mannesmann DEMAG, DE) auf 2,70 bar verdichtet und etwa
78 Vol.-% als Kreisgas ((Gesamt)Restgas) zur Beschickung des ersten Dehydrierreak- tors in die Reaktionszone A rückgeführt.
Etwa 22 Vol.-% des verdichteten (Haupt)Restgases.wurden unter Entspannung auf 1 ,6 bar abgezweigt und in einer Edelstahl-Druck-Waschkolonne (Werkstoff 1.4571 , Innen¬ durchmesser 30 mm, Füllung: 2 m Rhombopak 9M) bei ca. 1,6 bar und ca. 51 0C mit dem weiter unten beschriebenen Gesamtstrom an geringst beladenem Absorptions¬ mittel im Gegenstrom gewaschen (das geringst beiadene Absorptionsmittel wurde o- ben aufgegeben und das Gas unten in die Kolonne geführt).
In einer weiteren Edelstahl-Druckkolonne (Werkstoff 1.4571 , Innendurchmesser 30 mm, Füllung: 3 m Rhombopak 9M, Doppelmantel mit Öl temperiert = Strippkolonne) wurde dieser gewaschene Gasstrom bei ca. 1,5 bar und ca. 119 bis 125 0C genutzt, um aus dem beladenen Absorptionsmittelstrom, welcher aus dem Sumpf der Absorp- tionskolonne kontinuierlich abgezogen wurde (ca. 3,5 l/h, ca. 113°C), leichtsiedende Komponenten auszustrippen (z.B. so wie in der DE-A 10336386 beschrieben). Der dabei resultierende mit Leichtsiedern (leichter flüchtig als Acrylsäure) beiadene Gas¬ strom (beladenes Strippgas) wurde in einer auf 170 0C temperierten Doppelmantellei¬ tung ( Durchmesser 15 mm, Aussenmantel Edelstahlwellschlauch) aufgeheizt und am Eingang des Quenchgefässes mit dem heissen Produktgasgemischstrom B vereinigt. Am unteren Ende der Edelstahl-Druck- Waschkolonne wurde der Absorptionsmit¬ telstrom gering beladen stand geregelt in den bereits erwähnten Pufferbehälter (Glas, 5 Liter Volumen) abgelassen (in diesen Behälter wird, wie bereits beschrieben, auch das im Rotationsverdampfer anfallende Absorptionsmittelkondensat geleitet).
Vom Pufferbehälter wurde mittels einer Membranpumpe ein grosserer Teilstrom von 2,5 l/h an gering beladenem Absorptionsmittel zur Absorptionskolonne geführt und dort wie bereits beschrieben als Bestandteil des Absorptionsmittelhauptstroms unmittelbar unterhalb des Fangbodens für die Sauerwasserausschleusung im Segment 4 aufge- geben. Der kleinere Teilstrom von 460 ml/h an gering beladenem Absorptionsmittel wurde, wie ebenfalls bereits beschrieben, mittels einer weiteren Membranpumpe in das Glasrührgefäß der Sauerwasserextraktionsstufe geleitet.
Aus dem Sumpfumlauf (ca. 100 l/h, Druckluftmembranpumpe) der Strippkolonne wur- den ca. 3,5 kg Sumpfflüssigkeit über einen Edelstahl-Gewebefilter und ein Regelventil stand geregelt abgezogen und zum Zweck der Reindestillation der Vakuumdestillati¬ onseinheit zugeführt.
Die Vakuumdestillationeinheit bestand aus einer verspiegelten und vakuumisolierten Glaskolonne (Reinkolonne) mit 50 mm Innendurchmesser und 4000 mm Länge. Mittels Zwangsentspannungssumpfumlauf (ca. 250 l/h, Peripheralradkreiselpumpe) wurde eine Sumpftemperatur von 191 0C aufrechterhalten (p = 4 bar). Der Absolutdruck im Sumpf betrug ca. 230 mbar, der Kopfdruck lag bei 100 mbar. Zum Zweck der Polyme- risationsinhibierung wurden oberhalb des Sumpfspiegels 52 Nl/h Luft zugeführt.
Zwischen dem Sumpf der Vakuumdestillationskolonne und dem Zufluss des produktbe- ladenen Stroms aus dem Sumpfumlauf der Strippkolonne in die Vakuumdestillationsko¬ lonne waren zunächst 6 Glockenböden (Bodenabstand: 5 cm) und darüber weitere 15 Glockenböden (Bodenabstand: 5 cm) angebracht, oberhalb deren die Möglichkeit einer Probenahme mittels einer Miniatur-Membrandosierpumpe bestand.
Oberhalb dieser Probenahmestelle waren 10 Siebböden Ge Boden 6 äquidistante Lö¬ cher mit Durchmesser 6,5 mm) angebracht (Bodenabstand: 5 cm), die sich nach oben bis zu einem Fangboden erstreckten, von dem kontinuierlich ca. 364 g/h gereinigte Acrylsäure als Zielpodukt ausgeschleust und nach Abkühlung in einem Vorratsbehälter gelagert wurden.
Nebenkomponentengehalte des Zielproduktes waren:
Figure imgf000105_0001
Auf den obersten der unterhalb des Zielproduktabzugs befindlichen Siebböden wurde eine weitere Menge (732 ml/h) an vom Fangboden ausgetragener Acrylsäure unter Beibehalt ihrer Entnahmetemperatur von ca. 75 0C in die Destillationskolonne rückge¬ führt.
Oberhalb des Zielproduktaustrags befanden sich weitere 10 Siebböden (je Boden 6 Löcher mit Durchmesser 5,5 mm, Bodenabstand: 5 cm), die es gestatteten, noch vorhandene Leichtsieder zum Kolonnenkopf hin anzureichern. Oberhalb dieser Sieb¬ böden war ein weiterer Fangboden angebracht, um das Leichtsiederkondensat, wel¬ ches durch indirekte Kühlung bedingte Kondensation im Kolonnenkopf (26 0C, 100 mbar Absolutdruck) anfällt, aufzufangen. Die Temperatur auf dem Fangboden betrug 73 0C. Das Leichtsiederkondensat enthielt:
Figure imgf000105_0002
Von dem vom Fangboden entnommenen Leichtsiederkondensatgesamtstrom wurde ein Hauptstrom von 570 ml/h unterhalb des Leichtsiederkondensatfangbodens als Rücklauf wieder in die Destillationskolonne eingespeist. Der dabei verbleibende Leicht- siederkondensatreststrom von 190 ml/h wurde auf 400C abgekühlt und oberhalb des 2.Segments der Acrylsäureabsorptionskolonne selbiger zugeführt. Zur inhibierenden Wandbenetzung wurde im obersten Bereich des Reinkolonnenkopfs ein mit 0,5 Gew.- % Phenothiazin stabilisierter Zielproduktstrom von 51 ml/h mit der Temperatur 250C über eine 4-Loch-Vollstrahldüse eingedüst.
Der am Kopf der Reinkolonne mittels einer Membranvakuumpumpe abgezogene Gas¬ strom bestand in der Hauptsache aus Inertgasen und Leichtsiedem. In einer auf 8 0C gekühlten Kühlfalle konnten aus ihm noch 4,6 g/h kondensierbare Leichtsieder- Rest¬ komponenten abgetrennt wurden. Dieses flüssig abgeschiedene Restkomponenten¬ kondensat enthielt:
Figure imgf000106_0001
Der abzüglich des Restkomponentenkondensats verbliebene "lnertgas"strom wies fol¬ gende Zusammensetzung auf:
Figure imgf000106_0002
Figure imgf000107_0001
Er wurde oberhalb des Druckentkopplungsventils und unterhalb der darüber befindli¬ chen Rhomopak-Packung in das 2. Segment der Absorptionskolonne rückgeführt.
Am Sumpf der Reinkolonne wurde standgeregelt das von Acrysäure weitgehend be¬ freite Absorptionsmittel abgezogen und als geringstbeladener Absorptionsmittelge- samtstrom zu der bereits beschriebenen Edelstahl-Druck-Waschkolonne geleitet, wo¬ bei die Druckerhöhung der Sumpfumlaufpumpe der Reinkolonne zum Austrag aus dem Vakuum genutzt wurde.
Das geringstbeladene Absorptionsmittel enthielt:
Figure imgf000107_0002
Zur Minderung von. Eduktverlusten sowie zur Erreichung einer hohen Ausbeute wurden alle mit Edukt oder Zielprodukt beladenen Analysengasströme in einem Glasbehälter (0,5 Liter) zusammengeführt und mittels einer Kleinmembranpumpe der ersten Ver¬ dichterstufe der Trennzone A zugeführt und vor dem dortigen Verdichter mit dem ab¬ gekühlten Produktgasgemisch der Dehydrierstufe vereinigt und anschließend verdich¬ tet. Bezogen auf eingesetztes Propan wurde so eine Ausbeute an Acrylsäure von 78,9 mol-% erzielt.
Die als Zielprodükt gewonnene Roh-Acrylsäure kann wie in der Schrift EP-A 616998 (unter Beachtung der Lehre der EP-A 912486) oder wie in der Schrift DE-A 19606877 (die Mutterlaugenrückführung kann in die Absorptions- und/oder in die Reinkolonne hinein erfolgen) oder wie in der Schrift EP-A 648732 beschrieben kristallisativ oder rektifikativ zu Reinacrylsäure weitergereinigt werden, die dann zur Herstellung von Wasser superabsorbierenden Polymerisaten in an sich bekannter Weise radikalisch polymerisiert werden kann. Sowohl die gewonnene Roh-Acrylsäure als auch die ge- wonnene Reinacrylsäure eignen sich in hervorragender Weise zu Herstellung von Es¬ tern der Acrylsäure, z.B. zur Herstellung von Alkylacrylateη.
Vergleichsbeispiel 4
Ähnlich wie in den Vergleichsbeispielen 1 und 3 wird in einer Reaktionszone A samt nachgeschalteter Trennzone A ein Reaktionsgasausgangsgemisch für eine Reaktions¬ zone B erzeugt, das folgende Gehalte aufweist:
Figure imgf000108_0001
Die Reaktionszone B besteht aus zwei parallel betriebenen Tandemreaktorsystemen (Reaktorstrassen) von denen jedes wie das Tandem reaktorsystem aus dem Ausfüh¬ rungsbeispiel der DE-A 103 51 269 aufgebaut und mit Katalysator beschickt ist. Jede der beiden Reaktionsstrassen wird mit 61022 Nm3/h des vorgenannten Reaktionsgas- ausgangsgemischs beschickt. Die Zwischenlufteinspeisung zwischen den beiden Par- tialoxidationsstufen beträgt je Strasse 11200 Nm3/h. In beiden Partialoxidationsstufen werden Reaktionsgas und Salzschmelze über den Reaktor betrachtet im Gegenstrom geführt.
Die Belastung der ersten Reaktionsstufe mit Propylen liegt bei etwa 110 NI/l-h. Die Eintrittstemperatur des Salzbads in der ersten Reaktionsstufe beträgt 3460C, die Aus¬ trittstemperatur des Salzbads aus der ersten Reaktionsstufe beträgt 3490C. Die Ein¬ trittstemperatur des Salzbads in die zweite Reaktionsstufe beträgt 272°C. Die Austritts¬ temperatur des Salzbads aus der zweiten Reaktionsstufe beträgt 2750C. Das Reakti¬ onsgasausgangsgemisch wird dem Erststufenreaktor mit 3000C zugeführt. Die Gasein- trittstemperatur in die zweite Reaktionsstufe beträgt 2300C. Die Salzschmelzepump¬ leistungen sind wie in der DE-A 103 51 269 angegeben. Der Eingangsdruck in die ers¬ te Reaktionsstufe beträgt 1 ,9 bar. Der Eingangsdruck in die zweite Reaktionsstufe be¬ trägt 1 ,4 bar. Der Propylenumsatz in der ersten Reaktionsstufe beträgt 97 mol-% (be- zogen auf Einmaldurchgang). Der Acroleinumsatz in der zweiten Reaktionsstufe be¬ trägt 99,3 mol-% (bezogen auf Einmaldurchgang).
Die beiden Produktgasgemische verlassen die beiden zweiten Partialoxidationsstufen mit einer Temperatur von 275°C. Sie werden zu einem Gesamtstrom von 145000 Nm3/h zusammengeführt, der folgende, auf seine Gesamtmenge bezogenen, Gehalte aufweist:
Stickstoff 42,75 Gew.-%,
Sauerstoff 3,0 Gew.%, Kohlenoxide 3,11 Gew-%,
Wasser 4,87 Gew.%,
Acrylsäure 10,84 Gew.-%,
Essigsäure 0,30 Gew.-%,
Acrolein 0,06 Gew.-%, Diphyl 0 Gew.-%,
Ameisensäure 0,03 Gew.-%,
Formaldehyd 0,09 Gew.-%,
Propionsäure 0,004 Gew.-%,
Furfurale 0,003 Gew.-%, Allylacrylat 0,001 Gew-%
Benzaldehyd 0,009 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,127 Gew-%,
Benzoesäure 0,015 Gew.-%,
Methacrylsäure 0,01 Gew-%, Methacrolein 0,015 Gew-%,
Phthalsäureanhydrid 0,001 Gew-%,
Methan 0,001 Gew-%,
Wasserstoff 0 Gew-%,
Ethan 0,17 Gew-%, Ethen 0,03 Gew-%,
Butane 0,47 Gew-%,
Butene 0,14 Gew-%,
Propan 33,8 Gew-% und
Propen 0,14 Gew.-%. Abkühlung des Produktgasgemischs B
Das Produktgasgemisch B wird in einen Direktkühler üblicher Bauart mit einem Durch¬ messer von 2,6 m und einer Höhe von 14,5 m geführt, der aus austenitischem Stahl (Werkstoff 1.4571 ) gerfertigt ist. Durch Teilverdampfung des Absorptionsmittels, das dem Sumpf der Absorptionskolonne entnommen wird, wird das Produktgasgemisch auf eine Temperatur von 165,5 0C abgekühlt. Das Kühlmedium wird dabei im Gleichstrom zum abzukühlenden Produktgasgemisch B geführt und über eine Prallplat¬ tendüse in den Direktkondensator aufgegeben.
Das abgekühlte Produktgasgemisch B wird zusammen mit dem nicht verdampften Ab¬ sorptionsmittel in den Sumpf der nachfolgenden Absorptionseinheit geführt.
Absorptionseinheit
Die Absorptionseinheit ist als Bodenkolonne mit 45 Ventilböden (wobei die Ventildeckel der einzelnen Ventile nicht montiert sind) und 3 Kaminböden ausgeführt und wird mit einem Kopfdruck von 1 ,2 bar betrieben. Eine Ausführung mit Siebböden oder Regen¬ siebböden als trennwirksame Einbauten in der Bodenkolonne ist ebenfalls denkbar.
Der unterste Boden der Absorptionskolonne ist als doppelwandiger Kaminboden aus¬ geführt. Unterhalb dieses Bodens wird das die Produktgasdirektkühlung verlassende Gasgemisch vom in der Kühlvorrichtung nicht verdampften Absorptionsmittel abge¬ trennt.
Das die Direktkühlung verlassende Gemisch aus nicht verdampftem Absorptionsmittel und Produktgasgemisch wird mit einem Tangentialimpuls in die Absorptionskolonne aufgegeben. Ein Zyklonring verhindert einen direkten Tropfenmitriss in die Kamine des untersten Bodens.
Die Sumpftemperatur der Absorptionseinheit beträgt 162,7 0C. Aus dem Sumpf der Absorptionseinheit werden 1067 m3/h Sumpfflüssigkeit mit folgender Zusammenset¬ zung abgezogen:
Diphyl (Gemisch aus Diphenyl und Diphenylether im Gewichtsver¬ hältnis 2,8:1) 54,27 Gew.-%, Dimethylphthalat 36,97 Gew.%, Diacrylsäure 0,95 Gew.-%, Acrylsäure 4,75 Gew.-%,
Phenothiazin 0,65 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,1 Gew.-%, Benzoesäure 1 ,87 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,24 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,11 Gew.-%,
Ameisensäure 0,005 Gew.-%,
Acrolein 0,002 Gew.-%,
Wasser 0,01 Gew.-%,
Essigsäure 0,04 Gew.-% und
Furfurale 0,003 Gew.-%.
Die Sumpfflüssigkeit (Flüssigkeitsablauf der Absorptionseinheit) wird überwiegend als Kühlmittel mit Hilfe einer Kreiselpumpe in die Direktkühlung des Produktgasgemischs B zurückgeführt. Eine Teilmenge von 0,3 % bezogen auf die Gesamtmenge, wird ent¬ nommen und einer Destillationseinheit zugeführt.
Der Zulauf des frischen bzw. gering beladenen Absorptionsmittels in die Absorptions¬ kolonne erfolgt auf den 34. Boden von unten gezählt, unmittelbar unterhalb des 3. Ka¬ minbodens. Dieser Zulauf an gering beladenem Absorptionsmittel besteht aus einem polymerisationsinhibitorhaltigen Teilstrom von 86,6 Gew.-% bezogen auf die Gesamt¬ zulaufmenge, der aus der im folgenden noch zu beschreibenden zur Kreisgaswäsche eingesetzten Wascheinheit entspringt, und aus einem Teilstrom von 13,4 Gew.-% be¬ zogen auf die Gesamtzulaufmenge aus der Sauerwasserextraktion. Die Temperatur des Zulaufstroms beträgt 51 ,9 0C.
Vom untersten Boden der Absorptionseinheit, der als Fangboden (Kaminboden) aus¬ gebildet ist, werden (als weiterer Flüssigkeitsablauf der Absorptionskolonne) 1728 m3/h des mit Acrylsäure beladenen Absorptionsmittels (des Absorbats) entnommen. Die Entnahmetemperatur beträgt 119,6 0C. Das über eine Kreiselpumpe abgezogenene Absorbat enthält die nachfolgenden Bestandteile (die Mengenanteile sind auf die Ge¬ samtmenge bezogen) :
Diphyl 52,55 Gew.-%,
Dimethylphthalat 12,11 Gew.%,
Diacrylsäure 1 ,38 Gew.-%,
Acrylsäure 30,1 Gew.-%,
Phenothiazin 0,03 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,08 Gew.-%,
Benzoesäure 1 ,22 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 1 ,06 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,61 Gew.-%,
Ameisensäure 0,03 Gew.-%,
Acrolein 0,007 Gew.-%,
Wasser 0,20 Gew.-%, Essigsäure 0,28 Gew.-%,
Propan 0,19 Gew-%
Propionsäure 0,01 Gew.-%,
Formaldehyd 0,001 Gew.-%, Allylacrylat 0,005 Gew.-%,
Furfurale 0,02 Gew.-% und
Methacrylsäure 0,07 Gew-%.
11, 4 Gew.-% bezogen auf die Gesamtmenge des Absorbat wird einer Desorptionsein- heit zugeführt, 3,1 Gew.-% bezogen auf die Gesamtmenge werden unmittelbar dem Sumpf der Absorptionskolonne zugeführt und 85,5 Gew.-% werden über in Reihe ge¬ schaltete Wärmetauscher, in welchen es um 15 K abgekühlt wird, auf den sechsten Boden von unten gezählt in die Absorptionseinheit rückgeführt.
Die im ersten als Rohrbündelwärmetauscher ausgeführten Wärmetauscher abgeführte Wärme wird zur Teil Verdampfung des in der noch zu beschreibenden Kondensations¬ einheit anfallenden Sauerwassers verwendet. Die Austrittstemperatur des diesen Wärmetauscher verlassenden Absorbats beträgt 113,3 0C. Die weitere Abkühlung des Absorbats auf die Zulauftemperatur der Rückführung erfolgt in Luftkühlern. Die Böden zwischen dem ersten Kaminboden bis zu diesem Zulaufboden sind als 4- flutige Ventilböden (Stahl W12 ohne Deckel) ausgeführt. Der Abstand zwischen zwei Böden beträgt 0,7 m. Die Böden oberhalb dieses Zulaufboden bis zum 13. Boden von unten gezählt sind als 2-flutige Ventilböden (Stahl W12 ohne Deckel) ausgeführt und sind in einem Abstand von 0,5 m montiert.
Oberhalb des 13. Bodens von unten gezählt ist ein weiterer als doppelwandiger Ka¬ minboden ausgeführter Fangboden angebracht und über eine Kreiselpumpe wird ein flüssiger Abzugsstrom mit einer Temperatur von 71,8 0C entnommen. 9 Gew.-% der an dieser Stelle entnommenen Gesamtmenge werden unmittelbar unterhalb dieses zwei- ten Fangbodens als Rücklauf aufgegeben, wobei 1 Gew.-% bis 10 Gew.-% bezogen auf diese Rücklaufmenge dazu genutzt werden, den zweiten Fangboden über Düsen zu besprühen. Die verbleibende abgezogene Menge wird mit Hilfe von Luftkühlern auf 59,4 0C abgekühlt und auf den 19. Boden von unten gezählt aufgegeben. Die Böden zwischen dem zweiten Fangboden bis zum 19. Boden von unten gezählt sind als 4- flutige Ventilböden (Stahl W12 ohne Deckel) ausgeführt, wobei der Abstand zwischen den Böden 0,6 m beträgt.
In den Abzugstrom des zweiten Fangbodens wird auch der über den Kopf der nachfol¬ gend noch zu beschreibenden Rektifikationseinheit entnommene acrylsäurehaltige Leichtsiederstrom eingespeist. Des weiteren eignet sich diese Stelle im großtechni¬ schen Verfahren auch zur Einspeisung acrylsäurehaltiger Stoffströme, wie beispiels¬ weise nicht spezifikationsgerechte rohe Acrylsäure oder acrylsäurehaltige Stoffströme aus anderen Verfahrenstufen, wie beispielsweise aus der Reinacrylsäureherstellung durch Destillation oder Kristallisation.
Die Böden oberhalb des 19. Bodens von unten gezählt bis zur Einspeisestelle des frischen bzw. gering beladenen Absorptionsmittels in die Absorptionskolonne sind als 2-flutige Ventilböden (Stahl W12 ohne Deckel) mit einem Abstand zwischen den Bö¬ den von jeweils 0,5 m ausgeführt. Oberhalb des 34. Bodens von unten gezählt befindet sich ein dritter als doppelwandiger Kaminboden ausgeführter Fangboden.
Das verbleibende, nicht in das Absorptionsmittel absorbierte Restproduktgasgemisch, das vor allem Leichtsieder und Nichtkondensierbare enthält, wird in einer Kondensati¬ onseinheit abgekühlt, die oberhalb des dritten Fangbodens anschließt. Die Kondensa¬ tionseinheit ist als Direktkühlung ausgeführt und enthält zehn 2-flutige Ventilböden (Stahl W12 ohne Deckel), die einen Abstand zueinander von 0,5 m aufweisen. Zur direkten Kühlung wird am dritten Fangboden bereits kondensierte wässrige Leicht- siederfraktion abgezogen. 2 Gew.-% bezogen auf die gesamte am dritten Fangboden abgezogene Menge des Sauerwasserkondensats werden mit einer Temperatur von 45 0C ausgeschleust und einer Sauerwasserextraktion zugeführt. Das ausgeschleuste Sauerwasser hat im wesentlichen folgende Gehalte:
Acrylsäure 4,02 Gew.-%,
Essigsäure 5,04 Gew.%,
Wasser 69,84 Gew.-%,
Diphyl 12,95 Gew-%, Dimethylphthalat 2,51 Gew.-%,
Formaldehyd 0,02 Gew.-%,
Diacrylsäure 0,2 Gew.-%,
Allylacrylat 0,004 Gew.-%,
Furfurale 0,02 Gew.-%, Propionsäure 0,0015 Gew.-%,
Ameisensäure 0,62 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,84 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,05 Gew.-%, Benzoesäure 0,25 Gew.-%, Maleinsäure 1 ,40 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,01 Gew.-%, Phenothiazin 0,007 Gew.-% ,
Acrolein 0,02 Gew.-%.,
Methacrylsäure 0,05 Gew-%, Methacrolein 0,005 Gew-%,
Butane 0,21 Gew-% und
Butene 0,08 Gew-%. Das nicht ausgeschleuste Sauerwasserkondensat wird in einem Rohrbündelwärmetau¬ scher auf 33 0C abgekühlt. 79 Gew.-% bezogen auf die Menge des auf 330C abgekühl¬ ten Sauerwasserkondensats werden auf den 40. Boden von unten gezählt aufgegeben. Die verbleibende Menge des Sauerwasserkondensats wird in einem weiteren Wärme¬ tauscher auf 16°C abgekühlt. Dieser Wärmetauscher ist energetisch mit der für die Verdampfung des flüssigen Propans notwendigen Verdampfereinheit gekoppelt. Das bei der Sauerwasserkondensation gasförmig verbleibende Restgasgemisch ver- lässt die Absorptionseinheit mit einer Temperatur von 29°C und enthält im wesentli- chen folgende Bestandteile:
Stickstoff 50,40 Gew.-%,
Sauerstoff 3,57 Gew.%,
Kohlenoxide 3,65 Gew-%,
Wasser 1 ,46 Gew.%,
Essigsäure 0,058 Gew.-%,
Acrylsäure 0,041 Gew.-%,
Acrolein 0,067 Gew.-%,
Diphyl 0,008 Gew.-%,
Ameisensäure 0,003 Gew.-%,
Ethan 0,20 Gew-%,
Ethen 0,03 Gew-%,
Butene 0,15 Gew-%,
Butane 0,55 Gew-%,
Propan 39,62 Gew.-% und
Propen 0,17 Gew.-%.
Der bei der Sauerwasserkondensation verbleibende Restgasstrom (Kreisgas) wird ü- ber einen Demister aus der Kolonne geführt und in einem Rohrbündelwärmetauscher um 6 K überhitzt. Dadurch wird eine mögliche Kondensation in den Abgasgasleitungen vermieden. Dieser Restgasstrom wird durch einen elektrisch angetriebenen Turbover¬ dichter auf einen Druck von 3,3 bar verdichtet.
Von diesem Restgasstrom werden 20 Vol.-% bezogen auf die Gesamtmenge des Restgasstroms als Strippgas in einer noch zu beschreibenden Waschkolonne verwen¬ det. Der verbleibende Restgasstrom wird in die Reaktionszone A zur heterogen kataly¬ sierten Propandehydrierung rückgeführt.
Desorptionseinheit
Das vom untersten Fangboden der Absorptionseinheit effektiv ausgeschleuste Absor- bat wird einer Desorptionseinheit zugeführt, um es in dieser von in ihm noch enthalte- nen Leichtsiedern zu befreien. Das Absorbat wird zunächst in einem mit Dampf beheiz¬ ten Rohrbündelwärmetauscher auf 130 0C erwärmt und dann einer Desorptionskolonne am Kopf derselben zugeführt. Dabei werden über Düsen eingesprühte 5 Gew.-% Ab¬ sorbat, bezogen auf die Gesamtmenge des der Desorptionskolonne zugeführten Ab- sorbats, dazu benutzt, die Kolonnenwandungen, das Mannloch sowie die Kolonnen¬ haube zu befeuchten.
Als Kolonneneinbauten werden in der Desorptionskolonne 38 Regensiebböden ver¬ wendet auf denen Wellenbrecher montiert sind. Dabei beträgt der Lochdurchmesser der Böden 30 mm von Boden 1 von unten gezählt bis zum Boden 9, 25 mm am Boden 10 und 20 mm von Boden 11 bis zum Kopf der Kolonne. Der Bodenabstand zwischen den einzelnen Böden beträgt 0,5 m. Der Kopfdruck der Desorptionskolonne beträgt 1 ,83 bar.
Die Wärmezufuhr im Sumpf der Kolonne erfolgt über zwei parallel betriebene Ver¬ dampfer mit Zwangsumlauf.
Als Strippgas wird der Desorptionskolonne ein Teilstrom des Restgasstroms vom Kopf der Absorptionseinheit, nachdem er in der noch zu beschreibenden Waschkolonne gewaschen wurde, unmittelbar im Sumpf zugeführt. Das Strippgas wird dabei vor Ein¬ tritt in die Desorptionskolonne mit einem Teilstrom der am Sumpf der Desorptionsko¬ lonne entnommenen und im Verdampfer erwärmten Sumpfflüssigkeit vermischt und in einem Rohrbündelwärmetauscher auf 120 0C vorgewärmt. Der Teilstrom der Sumpf¬ flüssigkeit der mit dem Strippgas vermischt wird beträgt 9 Gew.-% bezogen auf die Gesamtmenge der abgezogenen Sumpffiüssigkeit. Wahlweise kann auf diese Vermi¬ schung mit erwärmter Sumpfflüssigkeit auch verzichtet werden.
Das im Kolonnensumpf der Desorptionskolonne anfallende mit Acrylsäure beladene Absorptionsmittel enthält:
Diphyl 62,8 Gew.-%,
Dimethylphthalat 14,7 Gew.%,
Diacrylsäure 1,8 Gew.-%,
Acrylsäure 17,1 Gew.-%, Essigsäure 0,04 Gew.-%,
Ameisensäure 0,004 Gew.-%,
Propionsäure 0,006 Gew-%,
Phenothiazin 0,04 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,1 Gew.-%, Benzoesäure 1 ,5 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 1,1 Gew.-%,
Methacrylsäure 0,06 Gew-%, Benzaldehyd 0,62 Gew.-% und
Furfural 0,02 Gew-%.
Den Zwangsumlaufverdampfern wird die aus dem Sumpf der Kolonne entnommene Sumpfflüssigkeit mit einer Temperatur von 131 ,5 0C zugeführt und auf 150 0C erwärmt. Ein Teilstrom von 63 Gew.-% bezogen auf die Gesamtmenge der entnommenen Sumpfflüssigkeit wird in die Desorptionskolonne auf den 8. Boden von unten gezählt zurückgeführt.
Das am Kopf der Desorptionskolonne anfallende mit Leichtsiedern beladene Strippgas wird in den zur Abkühlung des Produktgasgemischs B benutzten Direktkühler zurück¬ geführt. Das rückgeführte beladene Stripgas beinhaltet auch den Flüssigkeitsmitriss des obersten Bodens der Desorptionskolonne und enthält im wesentlichen folgende Bestandteile:
Stickstoff 26,75 Gew.-%,
Sauerstoff 1 ,89 Gew.%,
Kohlenoxide 1 ,94 Gew.-%,
Acrylsäure 36,84 Gew.-%, Diphyl 7,57 Gew-%,
Wasser 0,95 Gew.-%,
Essigsäure 0,56 Gew.-%,
Dimethylphthalat 1,39 Gew. -%,
Formaldehyd 0,0 Gew.-%, Acrolein 0,01 Gew.-%,
Ameisensäure 0,05 Gew.-%,
Propionsäure 0,01 Gew.-%,
Allylacrylat 0,01 Gew.-%,
Diacrylsäure 0,16 Gew.-%, Phthalsäureanhydrid 0,0 Gew.-%,
Benzoesäure 0,15 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,47 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,27 Gew.-%,
Furfurale 0,01 Gew.-%,
Ethan 0,1 Gew-%,
Propan 20,4 Gew-%,
Propen 0,1 Gew-%,
Butene 0,06 Gew-% und
Butane 0,23 Gew-%. Rektifikationseinheit
Der aus der Desorptionseinheit nach den Zwangsumlaufverdampfern entnommene Teilstrom, der hauptsächlich aus Acryisäure, Diphyl und Dimethylphthalat besteht, wird in eine einen Verstärkungs- und einen Abtriebsteil umfassende Rektifikationseinheit geführt.
Die Rektifikationseinheit besteht aus 43 Regensiebböden auf welchen Wellenbrecher montiert sind, wobei die Böden unterschiedliche Lochdurchmesser aufweisen: 50 mm vom 1. Boden von unten gezählt bis zum 10. Boden, 25 mm vom 11. Boden bis zum 13. Boden und 14 mm vom 14. Boden bis zum obersten Boden. Der Abstand zwischen den einzelnen Böden beträgt jeweils 0,4 m. Der Abstand zwischen 8. und 9. Boden von unten gezählt beträgt 1 m.
Die Kolonne wird mit einem Kopfdruck von 106 mbar betrieben. Der Zulauf des bela- denen, teilweise von Leichtsiedern in der Desorptionseinheit befreiten Absorptionsmit¬ tels erfolgt über eine Ringleitung mit mehreren Stutzen auf den 8. Boden von unten gezählt.
Unterhalb des 1. Bodens wird über eine Ringleitung mit mehreren Einspeisestellen der Kolonne 430 Nm3/h Luft zugeführt.
Die Wärmezufuhr im Kolonnensumpf erfolgt über zwei parallel betriebene außenlie¬ gende Umlaufverdampfer mit Zwangsumlauf. Die Sumpftemperatur der Rektifikations- einheit beträgt typisch 188°C. Die in den Sumpf der Rektifikationsolonne kondensie¬ rende Schwersiederfraktion enthält im wesentlichen folgende Bestandteile:
Diphyl 75,6 Gew.-%,
Dimethylphthalat 17,7 Gew.%, Diacrylsäure 1 ,85 Gew.-%,
Acryisäure 0,79 Gew.-%,
Phenothiazin 0,05 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,1 Gew.-%,
Benzoesäure 1 ,75 Gew.-%, Maleinsäureanhydrid 1 ,3 Gew.-%,
Methacrylsäure 0,06 Gew-%,
Benzaldehyd 0,74 Gew.-% und
Furfurale 0,015 Gew.-%.
Die der Rektifikationseinheit entnommene, das schwersiedende Absorptionsmittel ein- kodensiert enthaltende, Sumpfflüssigkeit wird zu 83 Gew.-%, bezogen auf den Zulauf in die Rektifikationseinheit, ausgeschleust, und teilweise über einen Wärmetauscher in den Sumpfbereich der Rektifikationskolonne zurückgeführt. Die ausgeschleuste Schwersiederfraktion wird über einen Feststoffabscheider (Zyklon) und gegebenenfalls durch frisches Absorptionsmittel (Diphyl und Dimethylphthalt) ergänzt, der Waschein¬ heit zugeführt. Ein kleiner Teilstrom von 1 ,2 Gew-% bezogen auf die Gesamtmenge der ausgeschleusten Sumpfflüssigkeit wird dem Sumpfbereich der Absorption zuge¬ führt.
27 Böden oberhalb des Zulaufs in die Rektifikationskolonne wird über Seitenabzug eine rohe Acrylsäure entnommen. Die Entnahme der rohen Acrylsäure erfolgt über einen Regensiebboden mit integrierter Mittelabzugstasse. Die entnommene rohe Ac¬ rylsäure enthält im wesentlichen folgende Bestandteile:
Acrylsäure 99,66 Gew.-%,
Essigsäure 0,135 Gew.%, Wasser 0,007 Gew.-%,
Ameisensäure 0,002 Gew.-%,
Propionsäure 0,036 Gew.-%,
Furfurale 0,022 Gew.-%,
Allyacrylat 0,011 Gew.-%, Benzaldehyd 0,008 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,008 Gew.-%, Methacrylsäure 0,06 Gew-%,
Diacrylsäure 0,02 Gew.-% und
Phenothiazin 0,025 Gew.-%.
Die entnommene rohe Acrylsäure wird mittels zweier in Reihe geschalteter Wärme¬ tauscher auf 25°C abgekühlt. Von der entnommenen rohen Acrylsäure werden 15,5 Gew.-% bezogen auf den Zulauf in die Rektifikationskolonne ausgeschleust und ein kleinerer Teilstrom wird als Lösemittel für den Polymerisationsinhibitor verwendet.
Die Abkühlung des am Kopf der Rektifikationskolonne abgetrennten Leichtsieder- stroms erfolgt zweistufig durch zwei Direktkühler. Beide Stufen sind als Gleichstrom- quench ausgeführt, wobei das Kondensat der ersten Stufe eine Temperatur von 52 0C und das Kondensat der zweiten Stufe eine Temperatur von 24,5 0C hat. Die Brüdenlei- tung der zweiten Kondensationsstufe führt auf die Vakuumeinheit. Dabei werden zwei Flüssigkeitsringpumpen parallel betrieben, wobei gemäß DE-A-10143565 als Sperr¬ flüssigkeit das Kondensat aus der zweiten Kondensationsstufe eingesetzt wird. In ei¬ nem nachfolgenden Behälter wird die flüssige Phase, in erster Linie die Ringflüssigkeit, von den nicht kondensierbaren Anteilen getrennt, die das Abgas der Rektifikationsein- heit bilden. Dieses hat im wesentlichen folgende Zusammensetzung: Stickstoff 48 Gew.-%,
Sauerstoff 14,5 Gew.%,
Acrylsäure 2,3 Gew.-%,
Essigsäure 0,09 Gew.-%, Wasser 0,25 Gew.-%,
Acrolein 0,001 Gew.-%,
Ameisensäure 0,04 Gew.-%,
Allylacrylat 0,004Gew.-%,
Kohlenoxide 0,03 Gew.-%, Propan 33,65 Gew-%,
Propen 0,03 Gew-%,
Butane 0,85 Gew-% und
Butene 0,21 Gew-%.
Das Abgas der Rektifikationseinheit wird zusammen mit anderen Produktionsrückstän¬ den verbrannt. Bei hohen Propangehalten dieses Vakuumabgas ist es jedoch auch denkbar, diesen Strom in die Absorption zurückzuführen.
Der über Kopf der Rektifikationskolonne abgetrennte Leichtsiederstrom enthält im we- sentlichen folgende Komponenten:
Acrylsäure 98,44 Gew.-%,
Essigsäure 0,94 Gew.%,
Wasser 0,35 Gew.-%, Phenothiazin 0,028 Gew.-%,
Diacrylsäure 0,027 Gew.-%,
Allylacrylat 0,05 Gew.-%,
Furfurale 0,006 Gew.-%,
Propionsäure 0,034 Gew.-%, Methacrylsäure 0,01 Gew-%,
Ameisensäure 0,07 Gew.-% und
Acrolein 0,001 Gew.-%.
Ein Teilstrom der als Leichtsiederfraktion entnommenen Flüssigkeit von 47,6 Gew.-% bezogen auf den Zulauf in die Rektifikationskolonne wird als Rücklauf verwendet, der über mehrere Düsen aufgegeben wird. Dabei wird ein kleiner Teil auch dazu benutzt, mittels Düsen die Kolonnenhaube sowie die Brüdenleitung mit inhibitorhaltigem Kon¬ densat zu besprühen. 1 ,3 Gew-% der Leichtsiederfraktion, bezogen auf den Zulauf in die Rektifikationskolonne, wird ausgeschleust und in die Absorptionseinheit wie dort beschrieben zurückgeführt. Als Polymerisationsinhibitor wird Phenothiazin verwendet. Der Inhibitor wird als Lösung mit einer Inhibitorkonzentration von 1 ,1 Gew-% in der über Seitenabzug wie beschrie¬ ben abgetrennten rohen Acrylsäure angesetzt und dem kondensierten Leichtsieder- rücklauf sowie den Kondensaten der beiden Direktkühlungsstufen der Rektifikations- einheit kontinuierlich zugesetzt. Der feste Stabilisator wird in Form von Schuppen oder Pellets über Förderschnecken in den Stabilisatoransatzbehälter eindosiert.
Wascheinheit
Die Waschkolonne wird mit einem Kopfdruck von 3 bar betrieben. Als trennwirksame Einbauten werden Regensiebböden mit einem Lochdurchmesser von 30 mm verwen¬ det. 30 dieser Böden sind mit einem Bodenabstand von 0,4 m montiert. Als Waschflüssigkeit wird die Sumpfflüssigkeit aus der Rektifikationseinheit verwendet. Die Waschflüssigkeit wird am Kopf der Waschkolonne mit einer Temperatur von 50 0C aufgegeben. Unterhalb des untersten Bodens wird das aus der Absorptionseinheit kommende Kreisgas eingespeist, nachdem es zuvor auf die Eintrittstemperatur von 500C abgekühlt wurde. Die zugeführte Kreisgasmenge beträgt 37 Gew-% der zuge¬ führten Waschflüssigkeitsmenge. Die im Kolonnensumpf anfallende Flüssigkeit enthält im wesentlichen folgende Kom- ponenten:
Diphyl 75 Gew.-%,
Dimethylphthalat 17,6 Gew.%,
Diacrylsäure 1 ,9 Gew.-%, Acrylsäure 0,8 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 1 ,3 Gew.-%,
Phenothiazin 0,05 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,1 Gew.-%,
Benzoesäure 1 ,7 Gew.-%, Acrolein 0,02 Gew.-%,
Wasser 0,17 Gew.-%,
Essigsäure 0,02 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,74 Gew.-%,
Furfurale 0,015 Gew-%, Methacrylsäure 0,06 Gew-% und
Propan 0,5 Gew-%.
Die in der Wascheinheit anfallende Sumpfflüssigkeit wird ausgeschleust und in zwei Teilmengen im Gewichtsverhältnis 7,2 zu 1 aufgeteilt. Der größere Teilstrom wird wie beschrieben in die Absorptionskolonne aufgegeben, während der kleiner Teilstrom der Sauerwasserextraktion zugeführt wird. Das gewaschene Kreisgas enthält im wesentlichen noch folgende Bestandteile:
Stickstoff 51,62 Gew.-%,
Sauerstoff 3,66 Gew.%, Kohlenoxide 3,73 Gew-%,
Wasser 1 ,01 Gew.-%,
Acrylsäure 0,02 Gew.-%,
Diphyl 0,03 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,01 Gew.-%, Maleinsäureanhydrid 0,015 Gew.-%,
Propan 38,96 Gew.-%,
Propen 0,16 Gew.-%,
Butane 0,42 Gew-%,
Butene 0,11 Gew-% und Ethan 0,2 Gew-%.
Das gewaschene Kreisgas wird als Stripgas in die beschriebene Desorptionseinheit geleitet.
Sauerwasserextraktion
Das Sauerwasserkondensat aus der Absorptionseinheit wird in einer Extraktionseinheit mit dem ihr zugeführten Teil des Flüssigkeitsablaufs aus der Wascheinheit extrahiert. Die Extraktionseinheit besteht aus einem Rührbehälter mit einem zweistufigen Impel- lerrührer sowie einem liegenden Absetzbehälter. Zu- und Ablauf im Absetzbehälter sind durch Einbauten quer zur Strömungsrichtung voneinander getrennt. Die Eintritts¬ temperatur des Sauerwasserkondensats in die Extraktionseinheit beträgt 45 0C. Das Massenverhältnis von Menge Sumpfablauf der Wascheinheit und Sauerwasser aus der Sauerwasserkondensation beträgt 0,8 zu 1.
Das in der Extraktionseinheit anfallende wässrige Extrakt nimmt aus dem Sumpfablauf der Wascheinheit polare Bestandteile wie Diacrylsäure (Michael - Addukt) und Malein¬ säureanhydrid auf, wobei letzteres dabei hydrolysiert wird. Es enthält im wesentlichen folgende Komponenten:
Wasser 70 - 95 Gew.-%,
Essigsäure 2 - 10 Gew.%,
Acrylsäure 1 - 5 Gew.-%,
Formaldehyd 2 - 10 Gew-%, Maleinsäure 1 - 5 Gew.-%,
Diacrylsäure 1 - 5 Gew.-%,
Diphyl 0,01 - 0,05 Gew.-%, Dimethylphthalat 0,1 - 1 Gew.-%,
Allylacrylat 0,0005 -0,002 Gew.-%,
Furfurale 0,001 - 0.001 Gew.-%,
Ameisensäure 0,2 - 2 Gew.-%, Benzaldehyd 0,01 - 0,05 Gew.-%,
Benzoesäure 0,05 - 0,2 Gew.-%,
Maleinsäure 0,5 - 3 Gew.-% und
Phthalsäureanhydrid 0,01 - 0,1 Gew.-%.
Die ausgeschleuste wässrige Phase wird zusammen mit den anderen Produktions¬ rückständen verbrannt. Vorab seiner Verbrennung wird das Sauerwasser teilverdampft. Die dazu erforderliche Wärme wird über Rohrbündelwärmetauscher der Absorptions¬ einheit entnommen, der dort wie beschrieben auf dem ersten Fangboden anfallendes Kondensat abkühlt.
Die in der Extraktionseinheit anfallende organische Phase (das Raffinat) enthält im wesentlichen folgende Komponenten:
Diphyl 76,3 Gew.-%, Dimethylphthalat 17,2 Gew.%,
Acrylsäure 1 ,1 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,35 Gew-%,
Diacrylsäure 0,85 Gew.-%,
Phenothiazin 0,05 Gew.-%, Phthalsäureanhydrid 0,1 Gew.-%,
Benzoesäure 1 ,55 Gew.-%,
Methacrylsäure 0,03 Gew.-%,
Propionsäure 0,02 Gew-%
Benzaldehyd 1,16 Gew.-%, Ameisensäure 0,05 Gew.-%,
Acrolein 0,04 Gew.-%,
Wasser 0,7 Gew.-%,
Essigsäure 0,41 Gew.-% und
Furfurale 0,02 Gew.-%.
Die ausgeschleuste organische Phase wird in der Absorptionseinheit wie dort be¬ schrieben zugeführt.
Schwersiederdestillation
Die beschriebene Teilmenge des Sumpfablaufs der Absorptionseinheit wird einer Des¬ tillationseinheit zugeführt und in dieser durch Erwärmen in eine Schwersiederfraktion und eine Leichtsiederfraktion aufgetrennt. Die Destillationseinheit ist einstufig ausge¬ führt und wird bei einem Druck von 90 mbar betrieben. Eine technische Ausführung in einer Destillationskolonne mit dem Fachmann bekannten trennwirksamen Einbauten ist aber auch denkbar.
Die Wärmezufuhr erfolgt über einen außenliegenden Zwangsumlaufverdampfer. Die Überhitzung der umlaufenden Flüssigkeit beträgt dort 5 K. In der Destillationseinheit stellt sich eine Temperatur von 188 0C ein.
Aus der Umlaufmenge des Zwangsumlaufverdampfers wird eine Teilmenge entnom¬ men und nach Verdünnung mit einem geeigneten Verdünnungsmittel (z.B. Dimethyl- formamid oder Methanol) gemeinsam mit anderen Produktionsrückständen verbrannt.
Die Schwersiederfraktion enthält im wesentlichen folgende Komponenten:
Diphyl 25,8 Gew.-%,
Dimethylphthalat 43,2 Gew.%, Phenothiazin 29,1 Gew.-%,
Acrylsäure 0,13 Gew.-%, Diacrylsäure 0,6 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,3 Gew.-%, Benzoesäure 1 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,02 Gew.-% und Benzaldehyd 0,01 Gew.-%.
Von der Schwersiederfraktion werden 1 ,7 Gew.-% bezogen auf die der Destillations¬ einheit zugeführte Zulaufmenge ausgeschleust und verbrannt.
Die in der Destillationseinheit in die Dampfphase überführte Leichtsiederfraktion wird durch eine Kombination aus direkter und indirekter Kühlung abgekühlt und kondensiert. Dazu wird bereits kondensierte Leichtsiederfraktion im Brüden der Destillationseinheit versprüht und gemeinsam mit dem nicht kondensierten Brüden mittels eines Rohrbün¬ delwärmetauschers gekühlt und die gekühlte Flüssigkeit oberhalb des Wärmetau¬ schers im Brüden versprüht. Der den Kühler verlassende Stoffstrom weist eine Tempe- ratur von 52 0C auf und wird in einem Behälter in Gas- und Flüssigphase getrennt. Die in der Destillationseinheit anfallende flüssige Leichtsiederfraktion enthält im we¬ sentlichen folgende Komponenten:
Acrylsäure 4,5 Gew.-%, Diphyl 54,8 Gew.%,
Dimethylphthalat 36,7 Gew.-%,
Diacrylsäure 1,25 Gew.-%, Essigsäure 0,04 Gew.-%,
Wasser 0,01 Gew.-%,
Ameisensäure 0,005 Gew.-%,
Phenothiaziπ 0,165 Gew. -%, Benzaldehyd 0,12 Gew.-%,
Maleinsäureanhydrid 0,24 Gew.-%,
Benzoesäure 1 ,89 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,14 Gew.-%,
Furfurale 0,003 Gew.-% und Acrolein 0,002 Gew.-%.
Über eine Kreiselpumpe wird die flüssige Leichtsiederfraktion wie beschrieben ober¬ halb des Rohrbündelwärmeübertragers wie beschrieben versprüht. 98,2 Gew.-% der als Leichtsiederfraktion entnommenen Flüssigkeit bezogen auf die der Destillationsein- heit zugeführte Zulaufmenge, wird ausgeschleust und in die Absorptionseinheit unter¬ halb des ersten Kaminbodens zurückgeführt.
Das die Destillationseinheit gasförmig verlassende Abgas enthält im wesentlichen fol¬ gende Komponenten:
Acrylsäure 4,8 Gew.-%,
Essigsäure 0,2 Gew.%,
Wasser 2,2 Gew.-%,
Diphyl 0,8 Gew.%,
Dimethylphthalat 0,1 Gew.-%, Formaldehyd 0,13 Gew.-%,
Acrolein 0, 13 Gew.-%,
Propionsäure 0,002 Gew.-%,
Furfurale 0,003 Gew.-%,
Benzaldehyd 0,07 Gew.-%, Maleinsäureanhydrid 0,1 Gew.-%,
Benzoesäure 0,01 Gew.-%,
Phthalsäureanhydrid 0,01 Gew.-%,
Diacrylsäure 0 Gew.-%,
Ameisensäure 0,02 Gew.-%, Allylacrylat 0,003Gew.-%,
Butane 1 ,1 Gew-%,
Butene 0,3 Gew-% und
Propan 89,9 Gew-%.
Dieses Abgas wird zusammen mit den anderen Produktionsrückständen verbrannt. Die gewonnene rohe Acrylsäure kann in an sich bekannter Weise in weiteren Verfah¬ rensstufen zu einer reinen Acrylsäure weiterverarbeitet werden. Geeignet sind hierzu ein einstufiges oder, bei einer rohen Acrylsäure mit signifikanten Anteilen an leichtsie¬ denden Nebenkomponenten, ein zweistufiges destillatives Verfahren mit vorheriger Aldehydbehandlung durch eine mindestens eine primäre Aminogruppe enthaltende Verbindung (wie Hydrazin oder Aminoguanidinhydrogencarbonat) gemäß den Lehren von EP-A 270 999, EP-A 648 732, sowie auch ein kristallisatives Verfahren gemäß den Lehren von EP-A 616 998, EP-A 792 867, EP-A 1 189 861 und WO 98/01404.
Wird die reine Acrylsäure in einer kristallisativen Verfahrensstufe wie einer Schichtkris¬ tallisation gewonnen, so fällt hierbei neben der reinen Acrylsäure auch ein acrylsäure- haltiger Mutterlaugen/-säurenstrom an, der wie oben beschrieben in die Absorptions¬ einheit zur Gewinnung der rohen Acrylsäure zurückgeführt werden kann.
Beispiel 1
Es wurde wie im Vergleichsbeispiel 1 verfahren. Das (Gesamt) Restgas wurde jedoch nicht in den dem ersten Erhitzer vorgeschalteten Verdampfer, sondern auf der entspre¬ chenden Druck verdichtet gemeinsam mit den 195 Nl/h Druckluft in den dem dritten Dehydrierreaktor vorgeschalteten Erhitzer geführt.
Der Gehalt des den dritten Dehydrierreaktor verlassenden Reaktionsgasgemischs an CO2 sank in der Folge von 3,25 Vol-% auf 1 ,6 Vol-%.
Dies weist aus, dass die erfindungsgemäße Verfahrensweise mit einer auf weniger als die Hälfte verringerten Vollbrennung der involvierten C3-Kohlenwasserstoffe einher¬ geht.
Ferner konnte diese erfindungsgemäße Verfahrensweise über einen Zeitraum von 7500 Betriebsstunden im wesentlichen ohne nennenswerte Beeinträchtigungen betrie¬ ben werden.
Beispiel 2
Beschrieben wird auch hier der stationäre Betriebszustand.
Ein als Hordenreaktor ausgeführter und adiabat gestalteter Schachtofenreaktor weist als ersten Abschnitt einer Reaktionszone A zwei in Strömungsrichtung hintereinander angeordnete Katalysatorbetten auf, die jeweils als Festbett mit einem Dehydrierkataly- sator gemäß Vergleichsbeispiel 1 beschickt sind. Vor jedem Festbett befindet sich ein statischer Gasmischer. Dem in Strömungsrichtung ersten Katalysatorbett wird ein Reaktionsgasausgangsge- misch zugeführt, das sich wie folgt zusammen setzt:
a) rückgeführtes Produktgasgemisch A, das eine Temperatur von 617°C und einen Druck von 2,75 bar aufweist in einer Menge von 132872
Nm3/h, enthaltend
26,4 Vol.-% Propan, 6,6 Vol.-% Propen ( Propylen), 0,1 Vol.-% H2,
8,8 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
und
b) 8758 Nm3/h Roh-Propan gemäß Vergleichsbeispiel 1.
Die Temperatur des Roh-Propan ist so beschaffen, dass die Temperatur des Reakti- onsgasausgangsgemischs 5600C beträgt.
Die Reaktionsgasausgangsgemischmenge beträgt 141630 Nm3/h, mit folgenden Gehalten:
31,0 Vol.-% Propan, 6,2 Vol.-% Propen,
0,1 Vol.-% H2, 8,2 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Der Druck des Reaktionsgasausgangsgemisches beträgt vor dem Eingang in das erste Katalysatorbett 2,75 bar.
Die Schütthöhe des ersten vom Reaktionsgasausgangsgemisch durchströmten Kataly¬ satorbetts ist so beschaffen, das das Reaktionsgasgemisch dieses Katalysatorfestbett mit folgenden Gehalten verlässt:
26,4 Vol.-% Propan,
9.5 Vol.-% Propen,
3.6 Vol.-% H2, 7,9 Vol.-% H2O und
0 Vol.-% O2 Die Verlassmenge beträgt 146533 Nm3/h. Die Verlasstemperatur beträgt 5000C und der Verlassdruck liegt bei 2,65 bar. Der im ersten Katalysatorbett sich einstellende Propanumsatz liegt bei 11 ,8 mol-% des zugeführten Propans.
Dem das erste Katalysatorfestbett wie beschrieben verlassenden Reaktionsgasge¬ misch werden 6250 Nm7h Luft zudosiert. Die Luft ist auf 500 0C vorerwärmt und ihr Druck ist so beschaffen, dass der Druck des nach der Luftdosierung resultierenden Reaktionsgasgemischs 2,65 bar beträgt.
Beim Durchströmen des zweiten Katalysatorfestbetts wird zunächst die Hälfte des im Reaktionsgasgemisch enthaltenen molekularen Wasserstoff mit dem in Form von Luft zudosierten molekularen Sauerstoff zu Wasser verbrannt. Dabei erwärmt sich das Re¬ aktionsgasgemisch auf 5500C. Im weiteren Verlauf des Durchströmens des zweiten Katalysatorfestbetts erfolgt heterogen katalysierte Dehydrierung des Propans. Die Schütthöhe des zweiten Katalysatorfestbetts ist dabei so bemessen, dass das Reakti¬ onsgasgemisch das zweite Katalysatorfestbett mit einer Temperatur von 5130C und einem Druck von 2,55 bar mit folgenden Gehalten in einer Menge von 154746 Nm3/h verlässt:
22,9 Vol.-% Propan,
11 ,9 Vol.-% Propen, 3,9 Vol.-% H2, 9,2 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Diesem Produktgasgemisch A* werden zunächst 761,6 Nm3/h an molekularem Was¬ serstoff zugeführt. Anschließend werden mit einer Temperatur von 5670C 112792 Nm3/h an Gesamtrestgas aus der Trennzone B zugeführt. Das Gesamtrestgas weist folgende Gehalte auf:
31 ,1 Vol.-% Propan, 0 Vol.-% Propen, 0 Vol.-% H2, 1,9 Vol.-% H2O und 3,0 Vol.-% O2
Die Zufuhr des Gesamtrestgases erfolgt nach dem Prinzip einer mit diesem Gesamt¬ restgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse über eine Mischstrecke und einen Diffusor entspannten Treibstrahls in den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A sowie die Saugwirkung des Saugstutzens in Richtung des Gemischs aus molekularem Wasserstoff und Produktgasgemisch A* weist. Das dabei resultierende Reaktionsgasgemisch A* strömt in einer Menge von 267538 Nm7h und mit einer Temperatur von 536°C und einem Druck von 2,85 bar in einen zweiten Schachtofenreaktor, der den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A bildet, ebenfalls adiabat gestaltet ist und ein Katalysatorfestbett enthält, das ebenfalls mit dem Dehydrierkatalysator gemäß Vergleichsbeispiel 1 beschickt ist. Es weist fol¬ gende Gehalte auf:
26.3 Vol.-% Propan, 6,4 Vol.-% Propen,
2,6 Vol.-% H2,
6,1 Vol.-% H2O und
1 ,3 Vol.-% O2
Beim Durchströmen dieses dritten Katalysatorfestbetts wird zunächst der im Reakti¬ onsgasgemisch A* enthaltene molekulare Sauerstoff mit dem darin enthaltenen mole¬ kularen Wasserstoff im wesentlichen vollständig zu Wasser verbrannt, wobei sich das Reaktionsgasgemisch auf 6200C erwärmt.
Die Schütthöhe des dritten Katalysatorfestbetts ist so beschaffen, dass im Reaktions¬ gasgemisch bis zum Verlassen desselben noch in geringfügigem Umfang heterogen katalysierte Propandehydrierung erfolgt.
Im Ergebnis verlassen 265745 Nm3/h Produktgasgemisch A mit einer Temperatur von 617°C und einem Druck von 2,75 bar das dritte Katalysatorfestbett. Es enthält die nachfolgenden Gehalte:
26.4 Vol.-% Propan, 6,6 Vol.-% Propen, 0,1 Vol.-% H2,
8,8 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Das Produktgasgemisch A wird in zwei Hälften identischer Zusammensetzung aufge- teilt.
Davon wird die eine Hälfte als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs für den ersten Abschnitt der Reaktionszone A in selbigen zurückgeführt.
Die andere Hälfte wird über einen indirekten Wärmetauscher W für Gase der Trennzo¬ ne A zugeführt. Im Wärmetauscher wird das in die Reaktionszone A zurückgeführte Restgas aus der Trennzone B auf die 567°C erwärmt. In der Trennzone B wird aus der zweiten Hälfte des Produktgasgemisch A das in selbi¬ gem enthaltene Propan und Propen wie in Vergleichsbeispiel 1 absorbtiv abgetrennt und wie im Vergleichsbeispiel 1 in der Reaktionszone B der zweistufigen heterogen katalysierten Partialoxidation des Propens zu Acrylsäure unterworfen.
Aus dem dabei resultierenden Produktgasgemisch B wird die Acrylsäure in der Trenn¬ zone B wie im Vergleichsbeispiel 1 abgetrennt, und das dabei verbleibende Gesamt¬ restgas verdichtet (auf ca. 4 bar) und wie beschrieben über den Wärmetauscher W der mit dem Gesamtrestgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe zugeführt und mit dem mit molekularem Wasserstoff ergänzten Produktgasgemisch A* vereint. Die in der Trennzone B abgetrennte Menge an Acrylsäure beläuft sich auf 332 kmol/h. Die Rest¬ gasmenge in den vorstehend beschriebenen Gasgemischen besteht im wesentlichen aus molekularem Stickstoff und aus geringen Mengen an Kohlenoxiden. Das beschrie- bene Verfahren ist im wesentlichen ohne Minderung langanhaltend betreibbar.
Beispiel 3
Beschrieben wird auch hier der stationäre Betriebszustand.
Ein als Hordenreaktor ausgeführter und adiabat gestalteter Schachtofenreaktor weist als erster Abschnitt einer Reaktionszone A zwei in Strömungsrichtung hintereinander angeordnete Katalysatorbetten auf, die jeweils als Festbett mit einem Dehydrierkataly- sator gemäß Vergleichsbeispiel 1 beschickt sind. Vor jedem Festbett befindet sich ein statischer Gasmischer.
Dem in Strömungsrichtung ersten Katalysatorbett wird ein Reaktionsgasausgangsge- misch zugeführt, das sich wie folgt zusammen setzt:
a) rückgeführtes Produktgasgemisch A, das eine Temperatur von 6760C und einen Druck von 1 ,75 bar aufweist in einer Menge von 106510 Nm3/h, enthaltend
12,3Vol.-% Propan, 8,2Vol.-% Propen(Propylen),
2,2Vol.-% H2, 7,7Vol.-% H2Ound 0Vol.-%O2
und
b) 8758 Nm3/h Roh-Propan gemäß Vergleichsbeispiel 1. Die Temperatur des Roh-Propan ist so beschaffen, dass die Temperatur des Reakti- onsausgangsgemischs 6520C beträgt.
Die Reaktionsgasausgangsgemischmenge beträgt 115268 Nm3/h, mit folgenden Gehalten:
19,0 Vol.-% Propan, 7,6 Vol.-% Propen, 2,0 Vol.-% H2,
7,1 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Der Druck des Reaktionsgasausgangsgemisches beträgt vor dem Eingang in das erste Katalysatorbett 1 ,75 bar.
Die Schütthöhe des ersten vom Reaktionsgasausgangsgemisch durchströmten Kataly¬ satorbetts ist so beschaffen, das das Reaktionsgasgemisch dieses Katalysatorfestbett mit folgenden Gehalten verlässt:
15,1 Vol.-% Propan, 10,6 Vol.-% Propen, 5,1 Vol.-% H2, 6,9 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Die Verlassmenge beträgt 119308 Nm3/h. Die Verlasstemperatur beträgt 59O0C und der Verlassdruck liegt bei 1 ,65 bar. Der im ersten Katalysatorbett sich einstellende Propanumsatz liegt bei 17,5 mol-% des zugeführten Propans.
Dem das erste Katalysatorfestbett wie beschrieben verlassenden Reaktionsgasge¬ misch werden 2598 Nm3/h Luft zudosiert. Die Luft ist auf 59O0C vorerwärmt und ihr Druck ist so beschaffen, dass der Druck des nach der Luftdosierung resultierenden Reaktionsgasgemischs 1,65 bar beträgt.
Beim Durchströmen des zweiten Katalysatorfestbetts werden zunächst etwa 18 % des im Reaktionsgasgemisch enthaltenen molekularen Wasserstoff mit dem in Form von Luft zudosierten molekularen Sauerstoff zu Wasser verbrannt. Dabei erwärmt sich das Reaktionsgasgemisch auf 618°C. Im weiteren Verlauf des Durchströmens des zweiten Katalysatorfestbetts erfolgt heterogen katalysierte Dehydrierung des Propans. Die Schütthöhe des zweiten Katalysatorfestbetts ist dabei so bemessen, dass das Reakti¬ onsgasgemisch das zweite Katalysatorfestbett mit einer Temperatur von 546°C und einem Druck von 1,55 bar mit folgenden Gehalten in einer Menge von 124387 Nm3/h verlässt:
12,0 Vol.-% Propan, 12,6 Vol.-% Propen,
6,6 Vol.-% H2, 7,5 Vol.-% H2O und 0 Vol.-% O2
Diesem Produktgasgemisch A* werden anschließend mit einer Temperatur von 6270C 89715 Nm3/h an Gesamtrestgas aus der Trennzone B zugeführt. Das Gesamtrestgas weist folgende Gehalte auf:
14,6 Vol.-% Propan, 0 Vol.-% Propen,
0 Vol.-% H2, 1 ,9 Vol.-% H2O und 3,0 Vol.-% O2
Die Zufuhr des Gesamtrestgases erfolgt nach dem Prinzip einer mit diesem Gesamt¬ restgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse über eine Mischstrecke und einen Diffusor entspannten Treibstrahls in den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A sowie die Saugrichtung des Saugstutzens in Richtung des Gemischs aus molekularem Wasserstoff und Produktgasgemisch A* weist.
Das dabei resultierende Reaktionsgasgemisch A* strömt in einer Menge von 214102 Nm3/h und mit einer Temperatur von 5800C und einem Druck von 1 ,85 bar in einen zweiten Schachtofenreaktor, der den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A bildet, ebenfalls adiabat gestaltet ist und ein Katalysatorfestbett enthält, das ebenfalls mit dem Dehydrierkatalysator gemäß Vergleichsbeispiel 1 beschickt ist. Es weist fol¬ gende Gehalte auf:
13,1 Vol.-% Propan, 7,3 Vol.-% Propen,
3,8 Vol.-% H2, 5,2 Vol.-% H2O und 1 ,3 Vol.-% O2
Beim Durchströmen dieses dritten Katalysatorfestbetts wird zunächst der im Reakti¬ onsgasgemisch A* enthaltene molekulare Sauerstoff mit dem darin enthaltenen mole- kularen Wasserstoff im wesentlichen vollständig zu Wasser verbrannt, wobei sich das Reaktionsgasgemisch auf 692°C erwärmt.
Die Schütthöhe des dritten Katalysatorfestbetts ist so beschaffen, dass im Reaktions- gasgemisch bis zum Verlassen desselben noch in geringfügigem Umfang heterogen katalysierte Propandehydrierung erfolgt.
Im Ergebnis verlassen 213021 Nm3/h Produktgasgemisch A mit einer Temperatur von 677°C und einem Druck von 1,75 bar das dritte Katalysatorfestbett. Es enthält die nachfolgenden Gehalte:
12,3 Vol.-% Propan, 8,2 Vol.-% Propen, 2,2 Vol.-% H2, 7,7 Vol.-% H2O und
0 Vol.-% O2
Das Produktgasgemisch A wird in zwei Hälften identischer Zusammensetzung aufge¬ teilt.
Davon wird die eine Hälfte als Bestandteil des Reaktionsgasausgangsgemischs für den ersten Abschnitt der Reaktionszone A in selbigen zurückgeführt.
Die andere Hälfte wird über einen indirekten Wärmetauscher W für Gase der Trennzo- ne A zugeführt. Im Wärmetauscher wird das in die Reaktionszone A zurückgeführte Restgas aus der Trennzone B auf die 6270C erwärmt.
In der Trennzone B wird aus der zweiten Hälfte des Produktgasgemisch A das in selbi¬ gem enthaltene Propan und Propen wie in Vergleichsbeispiel 1 absorbtiv abgetrennt und wie im Vergleichsbeispiel 1 in der Reaktionszone B der zweistufigen heterogen katalysierten Partialoxidation des Propens zu Acrylsäure unterworfen.
Aus dem dabei resultierenden Produktgasgemisch B wird die Acrylsäure in der Trenn¬ zone B wie im Vergleichsbeispiel 1 abgetrennt, und das dabei verbleibende Gesamt- restgas verdichtet (auf ca. 4 bar) und wie beschrieben über den Wärmetauscher W der mit dem Gesamtrestgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe zugeführt und mit dem Produktgasgemisch A* vereint. Die in der Trennzone B abgetrennte Menge an Acrylsäure beläuft sich auf 332 kmol/h. Die Restgasmenge in den vorstehend be¬ schriebenen Gasgemischen besteht im wesentlichen aus molekularem Stickstoff und aus geringen Mengen an Kohlenoxiden. Das beschriebene Verfahren ist im wesentli¬ chen ohne Minderung langanhaltend betreibbar. US Provisional Patent Application No. 60/584,469 (eingereicht am 01.07.2004) und 60/662,804 (eingereicht am 18.03.2005) sind eingefügt in die vorliegende Anmeldung durch Literaturhinweis. Im Hinblick auf die obengenannten Lehren sind zahlreiche Än¬ derung und Abweichungen von der vorliegenden Erfindung möglich. Man kann deshalb davon ausgehen, dass die Erfindung, im Rahmen der beifügten Ansprüche, anders als hierin spezifisch beschrieben, ausgeführt werden kann.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur Herstellung von Acrolein, oder Acrylsäure, oder deren Gemisch aus Propan, bei dem man
A) einer ersten Reaktionszone A wenigstens zwei gasförmige, Propan enthal¬ tende Zufuhrströme zuführt, von denen wenigstens einer Frischpropan ent¬ hält, und in der Reaktionszone A ihr so zugeführtes Propan einer heterogen katalysierten Dehydrierung unterwirft, wobei ein Propan und Propylen ent- haltendes Produktgasgemisch A erhalten wird,
B) aus der Reaktionszone A Produktgasgemisch A herausführt und in einer ersten Trennzone A von den im Produktgasgemisch A enthaltenen, von Propan und Propylen verschiedenen, Bestandteilen wenigstens eine Teil- menge abtrennt, und dabei verbleibendes, Propan und Propylen enthalten¬ des, Produktgasgemisch A'
C) in einer zweiten Reaktionszone B zur Beschickung wenigstens eines Oxida- tionsreaktors verwendet und in dem wenigstens einen Oxidationsreaktor das im Produktgasgemisch A' enthaltene Propylen einer heterogen kataly¬ sierten Gasphasenpartialoxidation mit molekularem Sauerstoff zu einem Acrolein, oder Acrylsäure, oder deren Gemisch als Zielprodukt sowie über¬ schüssigen molekularen Sauerstoff enthaltenden Produktgasgemisch B un¬ terwirft,
D) aus der Reaktionszone B Produktgasgemisch B herausführt und in einer zweiten Trennzone B im Produktgasgemisch B enthaltenes Zielprodukt ab¬ trennt und von dem dabei verbleibenden, nicht umgesetztes Propan, mole¬ kularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent- haltenden Restgas wenigstens eine nicht umgesetztes Propan, molekularen
Sauerstoff und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltende Teilmenge als einen der wenigstens zwei Propan enthaltenden Zufuhrströ¬ me in die Reaktionszone A rückführt, dadurch gekennzeichnet, dass diese Rückführung in die Reaktionszone A längs des Reaktionspfads der hetero- gen katalysierten Dehydrierung des Propans in der Reaktionszone A so er¬ folgt, dass an der Zufuhrstelle bereits wenigstens 5 mol-% des der Reakti¬ onszone A über die anderen Zufuhrströme zugeführten Propan in der Reak¬ tionszone A dehydrierend umgesetzt sind.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass wenigstens die Hälf¬ te des in der Trennzone B verbleibenden, nicht umgesetztes Propan, molekula- ren Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden Restgases in die Reaktionszone A rückgeführt wird.
3. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Gesamtmenge des in der Trennzone B verbleibenden, nicht umgesetztes Propan, molekularen
Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden Restgases in die Reaktionszone A rückgeführt wird.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass die Rückführung von in der Trennzone B verbleibendem, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent¬ haltendem Restgas in die Reaktionszone A nur an einer Stelle der Reaktionszo¬ ne A erfolgt.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass die Rückführung von in der Trennzone B verbleibendem, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent¬ haltendem Restgas in die Reaktionszone A über mehrere hintereinander ange¬ ordnete Zufuhrstellen verteilt erfolgt.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Rückführung von in der Trennzone B verbleibendem, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent¬ haltendem Restgas in die Reaktionszone A so erfolgt, dass an der Zufuhrstelle wenigstens 20 mol-% des der Reaktionszone A über die anderen Zufuhrströme zugeführten Propan in der Reaktionszone A dehydrierend umgesetzt sind.
7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Rückführung von in der Trennzone B verbleibendem, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent¬ haltendem Restgas in die Reaktionszone A so erfolgt, dass an der Zufuhrstelle wenigstens 30 mol-% des der Reaktionszone A über die anderen Zufuhrströme zugeführten Propan in der Reaktionszone A dehydrierend umgesetzt sind.
8. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass der Gehalt des in die Reaktionszone A rückgeführten, in der Trennzone B verblei¬ benden, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenen¬ falls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden, Restgases an molekularem Sau¬ erstoff 0,5 bis 10 Vol.-% beträgt.
9. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass der Gehalt des in die Reaktionszone A rückgeführten, in der Trennzone B verblei- benden, nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff sowie gegebenen¬ falls nicht umgesetztes Propylen enthaltenden, Restgases an molekularem Sau¬ erstoff 2 bis 5 Vol.-% beträgt.
10. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass das Verhältnis der Propanmenge, die der Reaktionszone A über aus der Trennzone B stammendes rückgeführtes Restgas zugeführt wird, zu der Propanmenge, die der Reaktionszone A über andere Zufuhrströme insgesamt zugeführt wird, 0,1 bis 10 beträgt.
11. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass der Reaktionszone A als Propan enthaltende Zufuhrströme nur aus der Trennzo¬ ne B stammendes Restgas und Roh-Propan als Frischpropan zugeführt werden.
12. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 11 , dadurch gekennzeichnet, dass das in der Reaktionszone A befindliche Reaktionsgasgemisch an der Zufuhrstel¬ le für das aus der Trennzone B stammende Restgas, bezogen auf die in ihm enthaltene molare Menge an Propan, einen höheren molaren Wasserstoffgehalt aufweist, als das der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsge- misch.
13. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 12, dadurch gekennzeichnet, dass das sich in der Reaktionszone A an der Zufuhrstelle für das aus der Trennzone B stammende Restgas aus diesem zugeführten Restgas und dem vor dieser Rest- gaszuführung an der Zufuhrstelle in der Reaktionszone A vorliegenden Reakti¬ onsgasgemisch bildende Reaktionsgasgemisch, bezogen auf die in ihm enthal¬ tene molare Menge an Propan, einen höheren molaren Wasserstoffgehalt auf¬ weist, als das der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsgemisch.
14. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 13, dadurch gekennzeichnet, dass die Reaktionstemperaturen in der Reaktionszone A 300 bis 8000C betragen.
15. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, dass in der Reaktionszone A Dehydrierkatalysatoren mitverwendet werden, die 10 bis 99,9 Gew.-% Ztrkondioxid, 0 bis 60 Gew.-% Aluminiumoxid, Siliciumdioxid und/oder Titandioxid und 0,1 bis 10 Gew.-% mindestens eines Elements der ers¬ ten oder zweiten Hauptgruppe, eines Elements der dritten Nebengruppe, eines Elements der achten Nebengruppe des Periodensystems der Elemente, Lanthan und/oder Zinn mit der Maßgabe enthalten, dass die Summe der Gewichtsprozen- te 100 Gew.-% ergibt.
16. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 15, dadurch gekennzeichnet, dass in der Reaktionszone A als Katalysatoren Katalysatorstränge und/oder Katalysator¬ ringe verwendet werden.
17. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 16, dadurch gekennzeichnet, dass als Reaktionszone A ein Hordenreaktor verwendet wird.
18. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass der in der Reaktionszone A erzielte Umsatz an Propan, bezogen auf der Reakti- onszone A insgesamt zugeführtes Propan und bezogen auf einmaligen Durch¬ gang durch die Reaktionszone A, 30 bis 60 mol-% beträgt.
19. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass der in der Reaktionszone A erzielte Umsatz an Propan, bezogen auf der Reakti- onszone A insgesamt zugeführtes Propan und bezogen auf einmaligen Durch¬ gang durch die Reaktionszone A, 40 bis 50 mol-% beträgt.
20. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10 sowie 12 bis 19, dadurch gekenn¬ zeichnet, dass man das in der Reaktionszone A gebildete Produktgasgemisch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufteilt, eine der beiden Teil¬ mengen als einen der Propan enthaltenden Zufuhrströme in die Reaktionszone A zurückführt und von der anderen Teilmenge aus der Reaktionszone A heraus in die erste Trennzone A führt.
21. Verfahren nach Anspruch 20, dadurch gekennzeichnet, dass die in die Reakti¬ onszone A rückgeführte Teilmenge des Produktgasgemischs A1 bezogen auf die Gesamtmenge an in der Reaktionszone A gebildetem Produktgasgemisch A, 30 bis 70 Vol.-% beträgt.
22. Verfahren nach Anspruch 20, dadurch gekennzeichnet, dass die in die Reakti¬ onszone A rückgeführte Teilmenge des Produktgasgemischs A, bezogen auf die Gesamtmenge an in der Reaktionszone A gebildetem Produktgasgemisch A, 40 bis 60 Vol.-% beträgt.
23. Verfahren nach einem der Ansprüche 20 bis 22, dadurch gekennzeichnet, dass die in die Reaktionszone A rückgeführte Teilmenge des Produktgasgemischs A als Bestandteil des der Reaktionszone A zugeführten Reaktionsgasausgangs- gemischs in die Reaktionszone A rückgeführt wird.
24. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 23, dadurch gekennzeichnet, dass man die Reaktionszone A mit der Maßgabe gestaltet und betreibt, dass sie aus einem ersten und aus einem zweiten Abschnitt besteht, wobei man I. dem ersten Abschnitt der Reaktionszone A wenigstens einen, gasförmiges Propan enthaltenden Zufuhrstrom zuführt, der Frischpropan enthält, und in diesem ersten Abschnitt der Reaktionszone A das ihm so zugeführte Pro- pan einer heterogen katalysierten Dehydrierung unterwirft, wobei ein Pro¬ pan, Propylen und molekularer Wasserstoff enthaltendes Produktgasge¬ misch A* erhalten wird, bei dessen Erhalt wenigstens 5 mol-% des dem ers¬ ten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführten Propan in diesem ersten Abschnitt der Reaktionszone A dehydrierend umgesetzt worden sind und das, bezogen auf die in ihm enthaltene molare Menge an Propan, eine grö¬ ßere molare Menge an molekularem Wasserstoff enthält, als das dem ers¬ ten Abschnitt der Reaktionszone A zugeführte Reaktionsgasausgangsge- misch;
II. dem Produktgasgemisch A* anschließend molekularen Sauerstoff, nicht umgesetztes Propan und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen ent¬ haltendes Restgas aus der Trennzone B zuführt und das dabei resultieren¬ de Reaktionsgasgemisch A* dem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A zuführt, und
III. in diesem zweiten Abschnitt der Reaktionszone A unter Ausbildung des Propan und Propylen enthaltenden Produktgasgemischs A im Reaktions¬ gasgemisch A* enthaltenen molekularen Sauerstoff mit im Reaktionsgas¬ gemisch A* enthaltenem molekularen Wasserstoff heterogen katalysiert zu Wasser verbrennt und im Reaktionsgasgemisch A* enthaltenes Propan ge¬ gebenenfalls heterogen katalysiert zu Propylen dehydriert.
25. Verfahren nach Anspruch 24, dadurch gekennzeichnet, dass der erste Abschnitt der Reaktionszone A adiabat gestaltet wird.
26. Verfahren nach Anspruch 24 oder 25, dadurch gekennzeichnet, dass der zweite Abschnitt der Reaktionszone A adiabat gestaltet wird.
27. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 26, dadurch gekennzeichnet, dass sowohl der erste als auch der zweite Abschnitt der Reaktionszone A mit der
Maßgabe adiabat gestaltet wird, dass
die auf den einmaligen Durchgang des dem ersten Abschnitt der Reakti¬ onszone A zugeführten Reaktionsgasausgangsgemisch durch den ersten Abschnitt der Reaktionszone A bezogene Bruttowärmetönung endotherm bis autotherm, und die auf den einmaligen Durchgang des dem zweiten Abschnitt des Reakti¬ onszone A zugeführten Reaktionsgasgemischs A* durch den zweiten Ab¬ schnitt der Reaktionszone A bezogene Bruttowärmetönung exotherm ist.
28. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 27, dadurch gekennzeichnet, dass der erste Abschnitt der Reaktionszone Hordenstruktur aufweist.
29. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 28, dadurch gekennzeichnet, dass das Produktgasgemisch A weniger als 5 Vol-% molekularen Wasserstoff enthält.
30. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 29, dadurch gekennzeichnet, dass der erste und der zweite Abschnitt der Reaktionszone A in einem Reaktor unter¬ gebracht sind.
31. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 30, dadurch gekennzeichnet, dass das Produktgasgemisch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufgeteilt und die eine der beiden Teilmengen in den ersten Abschnitt der Reak¬ tionszone A rückgeführt wird.
32. Verfahren nach einem der Ansprüche 24 bis 31 , dadurch gekennzeichnet, dass man dem Produktgasgemisch A* das nicht umgesetztes Propan, molekularen Sauerstoff und gegebenenfalls nicht umgesetztes Propylen enthaltende Restgas aus der Trennzone B nach dem Prinzip einer mit diesem Restgas als Treibstrahl betriebenen Strahlpumpe zuführt, wobei die Förderrichtung des durch eine Treibdüse über eine Mischstrecke und einen Diffusor entspannten Treibstrahls in den zweiten Abschnitt der Reaktionszone A und die Saugwirkung des Saugstut¬ zens in Richtung des ersten Abschnitts der Reaktionszone A weist und die Ver¬ bindung Saugstutzen-Mischstrecke-Diffusor die alleinige Verbindung zwischen den beiden Abschnitten der Reaktionszone A bildet.
33. Verfahren nach Anspruch 32, dadurch gekennzeichnet, dass man den Druck des Treibstrahls so wählt, dass der Druck des sich im zweiten Abschnitt der Reakti¬ onszone A ausbildenden Produktgasgemischs A oberhalb des Drucks, des sich im ersten Abschnitt der Reaktionszone A ausbildenden Produktgasgemischs A* liegt.
34. Verfahren nach Anspruch 33, dadurch gekennzeichnet, dass das Produktgasge¬ misch A in zwei Teilmengen identischer Zusammensetzung aufgeteilt und die ei¬ ne der beiden Teilmengen in einer Art natürlichem Umlauf dem Druckgefälle zwi- sehen dem Produktgasgemisch A und dem Produktgasgemisch A* folgend in den ersten Abschnitt der Reaktionszone A rückgeführt wird.
35. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 34, dadurch gekennzeichnet, dass das in die Trennzone A geführte Produktgasgemisch über einen indirekten Wär¬ meaustauscher in die Trennzone A geführt wird, um in diesem indirekten Wär¬ meaustauscher das Frischpropan und/oder das Restgas aus der Trennzone B zu erwärmen.
36. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 35, dadurch gekennzeichnet, dass keiner der beiden Reaktionszonen A, B und keiner der beiden Trennzonen A, B externer Wasserdampf zugeführt wird.
37. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 36, dadurch gekennzeichnet, dass das Produktgasgemisch A in der Trennzone B mit einem organischen Lösungs¬ mittel in Kontakt gebracht wird, in welchem Propan und Propylen absorbiert wer¬ den.
38. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 37, dadurch gekennzeichnet, dass die Reaktionszone B als zweistufige heterogen katalysierte Gasphasen- Partialoxidation von Propylen zu Acrylsäure gestaltet wird.
39. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 38, dadurch gekennzeichnet, dass die Zielproduktabtrennung in der Reaktionszone B durch Absorption des Zielpro¬ duktes in einem Absorptionsmittel oder durch fraktionierende Kondensation des Produktgasgemischs B erfolgt.
40. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 39, dadurch gekennzeichnet, dass das in der Trennzone B verbleibende und in die Reaktionszone A rückgeführte Restgas folgende Bestandteile mit den nachfolgenden Gehalten aufweist:
10 bis 40 Vol.-% Propan, 0 bis 1 Vol.-% Propen,
> 0 bis 5 Vol.-% molekularer Sauerstoff,
1 bis 10 Vol.-% Wasserdampf und
0 bis 0,5 Vol.-% molekularer Wasserstoff.
41. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 40, dadurch gekennzeichnet, dass in der Reaktionszone A das molare Verhältnis von im Reaktionsgasgemisch enthal¬ tenem Propylen zu im Reaktionsgasgemisch enthaltenem molekularem Wasser¬ stoff den Wert 10 an keiner Stelle überschreitet.
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