BRPI0417591B1

BRPI0417591B1 - processo para a produção de ácido acrílico ou acroleína

Info

Publication number: BRPI0417591B1
Application number: BRPI0417591-3A
Authority: BR
Inventors: Shuhei Yada; Yasushi Ogawa; Yoshiro Suzuki; Kimikatsu Jinno
Original assignee: Mitsubishi Chemical Corporation
Priority date: 2003-12-15
Filing date: 2004-10-27
Publication date: 2020-12-01
Also published as: EP1695954A1; EP1695954A4; JP4867129B2; RU2006121130A; JP2005170909A; BRPI0417591A; CN100335455C; US20070043238A1; ES2429440T3; EP1695954B1; AU2004299367A1; WO2005058785A1; CN1697813A; ZA200604662B; RU2370483C2

Abstract

MÉTODO PARA PRODUÇÃO DE ÁCIDO (MET) ACRÍLICO OU (MET) ACROLEÍNA". É provido um método para a produção de ácido (met) acrílico ou (met) acroleína, no qual uma reação de oxidação catalítica de fase gasosa de um material a ser oxidado, tal como, propileno, propano, isobutileno e (met) acroleína com oxigênio molecular ou gás que contém oxigênio molecular é realizada pelo emprego de um reator multi-tubular possuindo uma ou mais camadas catalíticas na direção do eixo geométrico do tubo. Onde a elevação escalonada na temperatura da reação e suprimida e assim o catalisador é impedido de ser desativado e a produção pode ser realizada de modo estável, mesmo após a troca da condição de reação para aumentar a razão de produção, o que causa aumento da temperatura. Método que compreende a realização da troca de uma condição de reação que causa elevação da temperatura através da alteração da temperatura em uma entrada de um meio de aquecimento para ajustar a temperatura de reação sendo provida no reator multi-tubular acima, onde (1) a alteração da temperatura em uma entrada do meio de aquecimento é realizada dentro de cerca de 2198>C ou menos por uma operação de troca, e (2) quando são realizadas (...).

Description

Campo Técnico

A presente invenção se refere a um processo para produção eficaz de acroleína ou ácido acrílico, de modo es-tável, por oxidação catalítica em fase gasosa de propileno, usando oxigênio molecular.

Antecedentes da Invenção

Acroleína ou ácido acrílico é geralmente produzido por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa de pro- pileno, propano, isobutileno ou acroleína usando oxigênio molecular ou gás que contém oxigênio molecular, em presença de um catalisador de óxido composto usando um reator multi-tubular.

Em uma camada catalítica de um reator multitubular usado para uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa, é freqüente o fato de que pontos aquecidos (pontos gerados por aquecimento anormal na camada catalítica) sejam forma-dos, tendo sido propostos muitos métodos para evitar a for-mação de tais pontos aquecidos.

Na JP-A-7-10802, é proposto um processo para pro-dução de acroleína ou ácido acrílico por uma reação de oxi-dação em fase gasosa catalítica de uma matéria-prima para acroleína ou ácido acrílico com oxigênio molecular ou gás que contém oxigênio molecular usando um reator multitubular de leito fixo onde, a fim de impedir a geração de pontos aquecidos (ponto de geração de aquecimento anormal na camada catalítica) que abaixa o rendimento do produto pretendido, os catalisadores são sucessivamente carregados, de modo que uma razão transportada da substância cataliticamente ativa se torna maior a partir da área de entrada da matéria-prima para a direção da área de saída.

Na JP-A-8-92147, é revelado um método onde uma di-reção de fluxo de fluido para remoção de aquecimento (dora-vante referido como "meio de aquecimento") em uma carcaça de reator e uma direção de fluido de gás de reação introduzido no reator são tornadas paralelas e então o fluxo do meio de aquecimento é elevado, por um desvio, usando uma placa de chicana para obter a diferença de temperatura do meio de aquecimento entre a entrada e a saída do reator não superior a 2-10°C, pelo que a temperatura do meio de aquecimento se torna uniforme.

Na JP-A-2000-93784, é proposto um método no qual o fluxo de gás de matéria-prima para a reação e aquele do meio de aquecimento são tornados paralelos em uma direção a ju-sante, sendo evitada a parada do gás onde não existe meio de aquecimento, pelo que, a formação de pontos aquecidos é evi-tada. O método é também um método onde o gás de matéria- prima é fornecido a partir da área superior do reator, de modo a fazer com que a camada de catalisador no tubo de rea-ção passe a jusante, pelo que apenas o catalisador próximo a entrada da camada de catalisador que é mais facilmente dete-riorada pode ser trocado.

Na JP-B-53-30688 é revelado um método na produção de ácido acrílico por reação de oxidação de propileno usando um catalisador de oxidação, onde o catalisador na área onde os pontos aquecidos estão aptos a serem gerados na entrada para o gás de matéria-prima é diluído com uma substância inerte.

Na JP-A-51-127013, é proposto um processo para produção de propileno ou isobutileno em um reator de leito fixo, em presença de um catalisador de oxidação, onde são combinados um catalisador de um tipo transportado e um cata-lisador de um tipo moldado compreendendo substancialmente a mesma composição.

Na JP-A-3-294239, é proposto um processo para pro-dução de acroleína e ácido acrílico por uma oxidação catalí-tica em fase gasosa de propileno usando um reator multitubu-lar de leito fixo, caracterizado pelo fato de que são carre-gados catalisadores de vários tipos possuindo atividades di-ferentes, que são preparados por modificação do tipo e/ou quantidade de elemento de metal alcalino terroso que é um componente catalítico, de tal modo que, a atividade se torna maior a partir da entrada para a saída para o gás de maté-ria-prima na direção da saída.

Por outro lado, um reator multitubular é carregado com um catalisador sólido e é usado para a reação de coloca-ção do catalisador em contato com a matéria-prima. O reator multitubular é freqüentemente usado quando a temperatura de reação é controlada por uma remoção eficaz de grande quanti-dade de calor da reação, gerado por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa, onde uma substância a ser oxidada é contatada com o oxigênio molecular, em presença de um ca-talisador sólido, quando existe a necessidade de impedir a rápida deterioração do catalisador sendo exposto a uma tem-peratura excessivamente alta (pontos aquecidos) por aqueci-mento da reação.

Além disso, em um reator multitubular, muitos tu-bos são geralmente colocados em uma direção vertical e, por-tanto, quando um fluido de processo é escoado da área supe-rior ou da área inferior, a direção de escoamento do fluido torna-se de fluxo a montante ou fluxo a jusante. Com relação ao meio de aquecimento, ele é também capaz de ser fornecido da área superior ou da área inferior na direção da carcaça do reator.

Conseqüentemente, semelhante ao trocador de calor de carcaça-e-tubo comum, existe um tipo de corrente parale-la, onde as direções de escoamento do fluido de processo e do meio de aquecimento são as mesmas e um tipo de contracor- rente, onde as direções de escoamento do fluido de processo e do meio de aquecimento são opostas. Quando a direção de escoamento do fluido também é levada em consideração, exis-tem: 1) um tipo de corrente paralela, onde o fluido de pro-cesso escoa a jusante, enquanto o meio de aquecimento escoa a jusante, 2) um tipo de contracorrente, onde o fluido de processo escoa a montante enquanto o meio de aquecimento es-coa a montante, 3) um tipo de contracorrente, onde o fluido de processo escoa a montante, enquanto o meio de aquecimento escoa a jusante e 4) um tipo de contracorrente onde o fluido de processo escoa a jusante enquanto o meio de aquecimento escoa a montante.

Em tal reator multitubular, é adotado um método onde, quando um meio de aquecimento é circulado no lado ex-terno (lado da carcaça) do feixe do reator, a temperatura necessária para a reação é mantida e, ao mesmo tempo, como no caso do trocador de calor freqüentemente usado em plantas químicas, a troca de calor é simultaneamente conduzida entre um fluido de processo (gás de processo no caso de uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa) e um meio de aqueci-mento, onde é evitada a deterioração ou inativação do cata-lisador no tubo, devido à elevação muito alta da temperatura do fluido de processo (formação de pontos aquecidos). Contu-do, a despeito do fato de que as invenções mencionadas acima sejam propostas em um processo para produção de acroleína ou ácido acrílico por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa de propano, propileno ou isobutileno usando oxigênio molecular ou gás que contenha oxigênio molecular, em presen-ça de um catalisador de óxido composto, o aquecimento da re-ação na reação de oxidação catalítica em fase gasosa é tão alto que, por exemplo, quando a temperatura da reação é ele-vada para melhorar a velocidade de produção, a temperatura da posição específica da camada do catalisador se torna mui-to alta, resultando na deterioração do catalisador ou ocorre uma reação descontrolada, devido à temperatura alcançar ní-veis superiores aos permissíveis para o catalisador, pelo que, isso causa um problema, onde o catalisador não pode mais ser usado.

Descrição da Invenção

Um objetivo da presente invenção é prover um pro-cesso para produção de acroleína ou ácido acrílico por con-dução de uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa de uma matéria-prima para produção de acroleína ou ácido acrí-lico com oxigênio molecular ou gás que contenha oxigênio mo-lecular usando um reator multitubular possuindo reatores tu-bulares equipados com uma ou mais camada(s) de catalisador, em uma direção de um eixo geométrico do tubo onde, mesmo após troca da condição de reação para elevar a temperatura de reação para melhorar a velocidade de produção, é evitada uma elevação rápida na temperatura e a inativação do catali-sador é impedida, pelo que, a produção pode ser realizada eficazmente de modo estável.

Os presentes inventores verificaram que, em uma planta onde acroleína, ácido acrílico, etc. são produzidos por uma oxidação catalítica em fase gasosa de propano, isobutileno ou propileno usando um reator multitubular, são necessárias alterações na temperatura do meio de aquecimen-to, quando a velocidade de produção é alterada por troca da quantidade de fornecimento de uma matéria-prima de propile- no, por exemplo, que um método para alterar a temperatura do meio de aquecimento é um fator muito importante e que o mé-todo possui uma grande influência no estado de reação do re-ator, após isso, pelo que foi concebida a presente invenção.

Assim, de acordo com a presente invenção, é provi-do um processo para a produção de ácido acrílico ou acroleí- na possuindo os seguintes constituintes, pelo que, é obtido o objetivo da presente invenção acima mencionado. 1.Em um método para a produção de ácido acrílico ou acroleína por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa de pelo menos uma substância a ser oxidada, selecio-nada de propileno, propano, isobutileno e acroleína com oxi-gênio molecular ou gás que contém oxigênio molecular usando um reator multitubular possuindo tal estrutura, existem múl-tiplos tubos de reação equipados com uma ou mais camada(s) de catalisador em uma direção do eixo geométrico do tubo e um meio de aquecimento para o ajuste da temperatura da rea-ção é capaz de escoar para fora daqueles tubos de reação, um processo para a produção de ácido acrílico ou acroleína que é caracterizado pelo fato de que, a troca para elevação da temperatura de reação da reação de oxidação catalítica em fase gasosa é conduzida por meio de alteração na temperatura de entrada do meio de aquecimento para ajuste da temperatura de reação em conjunto com (1) a alteração da temperatura da entrada do meio de aquecimento para o ajuste da temperatura de reação é conduzida em não mais de 2°C para cada operação de troca, como tal e (2) quando uma operação de troca é con-duzida continuamente, a operação de troca é conduzida quando o intervalo de tempo da operação de troca imediatamente an-tes daquela não for inferior a 10 minutos. 2.Processo de acordo com o 1 acima, onde a dife-rença entre o valor máximo da temperatura máxima de reação da camada de catalisador do tubo de reação e a temperatura de entrada do meio de aquecimento para ajuste da temperatura de reação não é inferior a 20°C. 3.Processo de acordo com 1 ou 2 acima, onde a atividade de cada camada de catalisador do tubo de reação é ajustada por mistura de uma substância inerte. 4.Processo de acordo com qualquer um dentre 1 a 3 acima, onde o número das camadas de catalisador do tubo de reação é de 1 a 10.

Breve Descrição dos Desenhos

A Figura 1 é uma vista em seção transversal apro-ximada que mostra uma concretização de um reator multitubu-lar, de um tipo de troca de calor, usado para o método de oxidação catalítica em fase gasosa da presente invenção.

A Figura 2 é um desenho aproximado que mostra uma concretização de uma placa de chicana, usada para o reator multitubular, de um tipo de trocador de calor de acordo com a presente invenção.

A Figura 3 é um desenho aproximado que mostra uma concretização de uma placa de chicana, usada para o reator multitubular, de um tipo de trocador de calor de acordo com a presente invenção.

A Figura 4 é uma vista em seção transversal apro-ximada que mostra uma concretização de um reator multitubu-lar, de um tipo de troca de calor, usado para o método de oxidação catalítica em fase gasosa da presente invenção.

A Figura 5 é uma vista em seção transversal apro-ximada e aumentada de uma placa de tubo intermediária que divide a carcaça do reator multitubular de um tipo de troca- dor de calor da figura 4.

Com relação aos símbolos nos desenhos, 1b e 1c são tubos de reação; 2 é um reator; 3a e 3b são tubos de intro-dução circulares; 3a' e 3b' são tubos de introdução circula-res; 4a é uma abertura de descarga para o produto; 4b é uma entrada de fornecimento de matéria-prima; 5a e 5b são placas de tubo; 6a e 6b são placas de chicana perfuradas; 6a' e 6b' são placas de chicana perfuradas; 7 é uma bomba de circula-ção; 8a e 8a' são tubulações de fornecimento para o meio de aquecimento; 8b e 8b' são tubulações de expulsão do meio de aquecimento; 9 é uma placa de tubo intermediária; 10 é uma placa de blindagem para aquecimento; 11, 14 e 15 são termô-metros; 12 é um espaço estagnado e 13 é uma barra espaçadora.

Melhor Modo de Realizar a Invenção

A presente invenção será ilustrada adicionalmente como se segue.

A presente invenção é caracterizada pelo fato de que, em um método de oxidação catalítica em fase gasosa para a produção de ácido acrílico ou acroleína, a condição para troca de temperatura de um reator multitubular, o qual é en-chido com um catalisador conduzindo a redução catalítica e fase gasosa, é realizada por controle da entrada de tempera-tura de um meio de aquecimento.

Sistema de Reação

Exemplos representativos do sistema de reação no processo para produção de acroleína e ácido acrílico na in-dústria são um sistema de uma via, um sistema onde propileno não reagido é reciclado e um sistema onde gás residual é re- ciclado, após ter sido queimado, os quais serão mencionados a seguir e, na presente invenção não existe limitação para o sistema de reação incluindo os três citados.

(1)Sistema de uma via

Esse sistema é um método onde, em uma reação de estágio anterior, propileno, ar e vapor são misturados, for-necidos e convertidos principalmente em acroleína e ácido acrílico e o gás de saída do mesmo não é separado do produ-to, porém é fornecido à reação em um estágio posterior. É também conhecido um método onde o ar e o vapor que são ne-cessários para a reação do estágio posterior sejam forneci-dos no mesmo momento à reação de estágio posterior além do gás de saída na reação do estágio anterior.

(2)Sistema onde o propileno não reagido é reci-clado

Esse sistema é um método onde o ácido acrílico contendo gás de produção obtido na reação de estágio poste-rior é introduzido a um dispositivo para coleta de ácido acrílico, de modo que o ácido acrílico é coletado como uma solução aquosa, embora uma parte do propileno não reagido contendo gás residual na lateral do dispositivo de coleta para ácido acrílico seja fornecida à reação de estágio ante-rior, pelo que, parte do propileno não reagido é reciclada.

(3)Sistema onde o gás residual é reciclado após queima

Esse sistema é um método onde o ácido acrílico contendo gás de produção obtido na reação de estágio poste-rior é introduzido a um dispositivo para coleta de ácido acrílico, de modo que o ácido acrílico é coletado como uma solução aquosa, todo o gás residual na lateral do dispositi-vo de coleta para ácido acrílico é queimado e oxidado, pro- pileno não reagido, etc. contidos no mesmo são principalmen-te convertidos no dióxido de carbono e água e uma parte do gás residual queimado resultante é adicionada à reação de estágio anterior.

Um reator multitubular é geralmente usado, no caso onde o aquecimento da reação é muito alto como na reação de oxidação, pelo que, o catalisador deve ser protegido por um controle estrito da temperatura de reação do catalisador e as propriedades do catalisador devem ser altamente mantidas, de modo que a produtividade do reator deve ser melhorada.

Nos anos recentes, quantidades de produção de áci-do acrílico de propileno e ácido metacrílico de isobutileno (ambos ácido acrílico e ácido metacrílico serão referidos como ácido acrílico) têm aumentado significativamente, como resultado de um aumento da demanda dos mesmos. Assim, muitas plantas foram construídas no mundo e a escala de produção da planta foi expandida para não menos que 100.000 ton. por ano para cada planta. Conforme a escala de produção da planta aumenta, é necessário aumentar a quantidade de produção de cada reator de oxidação e, como resultado, a carga do reator de oxidação catalítico em fase gasosa para propano, propile- no ou isobutileno se torna grande. Como resultado disso, tem havido uma demanda para reator multitubular altamente efici-ente.

Na presente invenção, é adotado um sistema onde uma substância a ser oxidada é submetida a uma oxidação catalítica em fase gasosa por gás que contém oxigênio molecular usando um reator multitubular onde a blindagem cilíndrica do reator possuindo uma entrada de fornecimento de matéria-prima e uma saída de descarga do produto, tubos de introdução circulares para introdução de um meio de aquecimento na blindagem cilíndrica do reator ou retirada do mesmo do reator que são ajustados na circunferência externa da blindagem cilíndrica de reator, um dispositivo de circulação onde os tubos de introdução circulares são conectados um ao outro, tubos de reação que são arrestados por placas de tubo do reator e contêm o catalisador e placas de chicana para alteração da direção do meio de aquecimento introduzido à blindagem do reator são instalados na direção longitudinal do reator. No tubo de reação acima, um catalisador de oxidação, tal como, um catalisador do tipo Mo-Bi e/ou catalisador do tipo Mo-V é enchido. As características do processo da presente invenção são que, mesmo alterando a condição da temperatura, uma operação contínua e estável pode ser realizada, especificamente devido ao ajuste da temperatura do meio de aquecimento.

A presente invenção é um método de oxidação cata-lítica em fase gasosa, no qual propileno, propano, isobuti- leno ou acroleína ou uma mistura dos mesmos é empregada como uma substância a ser oxidada e submetida a uma oxidação ca-talítica em fase gasosa usando gás que contém oxigênio mole-cular para preparar acroleína ou ácido acrílico. Acroleína, ácido acrílico ou ambos são preparados de propileno, propano e isobutileno. Ácido acrílico é preparado de acroleína.

"Gás de processo" na presente invenção significa gás que participa da reação de oxidação em fase gasosa, tal como uma substância a ser oxidada como um gás de matéria- prima, gás que contém oxigênio molecular e o produto resul-tante. "Matéria-prima" significa uma substância a ser oxidada.

Composição do gás de matéria-prima

Um gás misturado contendo pelo menos uma substân-cia a ser oxidada, selecionada dentre propileno, propano, isobutileno e acroleína como um gás de matéria-prima, gás que contém oxigênio molecular e vapor é principalmente in-troduzido no reator multitubular usado para a oxidação cata-lítica em fase gasosa.

Na presente invenção, a concentração da substância a ser oxidada no gás de matéria-prima possui 6 a 10 moles porcento enquanto oxigênio e vapor possuem 1,5 a 2,5 vezes mols e 0,8 a 5 vezes mols, respectivamente, em relação à substância a ser oxidada. O gás de matéria-prima introduzido é dividido em cada tubo de reação, passa através do interior do tubo de reação e reage em presença do catalisador de oxi-dação carregado no mesmo.

Reator Multitubular

A reação de oxidação catalítica em fase gasosa usando um reator multitubular é um método que foi amplamente usado para a produção de ácido acrílico ou acroleína a par-tir de pelo menos uma substância a ser oxidada selecionada dentre propileno, propano, isobutileno e acroleína usando oxigênio molecular ou gás contendo oxigênio molecular em presença de um catalisador de óxido composto.

O reator multitubular usado na presente invenção vem sendo usado geralmente na indústria e não existe limita-ção específica para o mesmo.

Como a seguir, uma concretização da presente in-venção será ilustrada de acordo com as figuras 1 a 5.

Figura 1

Os tubos de reação 1b, 1c são fixados às placas de tubo 5a, 5b e se ajustam em uma carcaça 2 de um reator mul-titubular.Uma entrada de fornecimento de matéria-prima que é uma entrada para o gás de matéria-prima para a reação e uma saída de descarga de produto que é uma saída para o pro-duto são ilustradas em 4a ou 4b. Quando o fluxo do gás de processo e do meio de aquecimento estão em um modo de con- tracorrente, a direção de fluxo do gás de processo pode ser em qualquer direção, porém, uma vez que a direção de fluxo do meio de aquecimento na carcaça do reator seja mencionada por uma seta como uma corrente a montante na figura 1, 4b é uma entrada de fornecimento de matéria-prima. Na circunfe-rência externa da carcaça do reator, é ajustado um tubo de introdução circular 3a para introdução do meio de aquecimen-to. Meio de aquecimento onde a pressão é aumentada por uma bomba de circulação 7, de modo que o meio de aquecimento as- cenda na carcaça do reator a partir do tubo de introdução circular 3a retorna do tubo de introdução circular 3b para a bomba de circulação, como resultado da conversão da direção de fluxo por disposição mútua de cada uma das placas de chi-cana perfuradas 6a possuindo uma abertura próxima ao centro da carcaça de reator e placas de chicana perfuradas 6b dis-postas, de modo a ter uma abertura entre a circunferência externa e a carcaça do reator. Uma parte do meio de aqueci-mento absorvendo o calor da reação é resfriada por um troca-dor de calor (não mostrado nos desenhos), a partir de um tu-bo de descarga instalado na parte superior da bomba de cir-culação 7 e é introduzida novamente no reator a partir da tubulação de fornecimento de meio de aquecimento 8a. O ajus-te da temperatura do meio de aquecimento é realizado por controle do termômetro 14, ajustando a temperatura ou razão de fluxo do meio de aquecimento circulado introduzido a par-tir da tubulação de fornecimento de meio 8a.

Embora dependendo da propriedade do catalisador usado, o ajuste da temperatura do meio de aquecimento é con-duzido, de modo que a diferença de temperatura do meio de aquecimento entre a tubulação de fornecimento de meio de aquecimento 8a e a tubulação de descarga do meio de aqueci-mento 8b seja de 1 a 10°C ou preferivelmente 2 a 6°C.

É preferido instalar uma placa de retificação (não mostarda nos desenhos), na peça de placa tronco do interior dos tubos de introdução circulares 3a e 3b, de modo que a distribuição da razão de fluxo do meio de aquecimento na di-reção circunferencial seja mínima. Placas porosas, placas possuindo fendas ou semelhantes são empregadas como a placa de retificação e a retificação é realizada de tal modo que a área de abertura e intervalo de fenda da placa porosa são alterados, de modo que o meio de aquecimento escoa para o interior, a partir das circunferências totais na mesma razão de fluxo. A temperatura do tubo de introdução circular (3a; preferivelmente em conjunto com 3b) é capaz de ser monitora-da por instalação de termômetros 15.

Embora não exista limitação específica para o nú-mero de placas de chicana instaladas na carcaça do reator, é preferido instalar três placas (duas placas do tipo 6a e uma placa do tipo 5b) como o usual. Como resultado da existência da placa de chicana, um fluxo a montante do meio de aqueci-mento é inibido, porém convertido para uma direção transver-sal em relação à direção do eixo geométrico do tubo, do tubo de reação e o meio de aquecimento é coletado para o centro da circunferência externa da carcaça do reator, convertida a sua direção na abertura da placa de chicana 6a, chega à cir-cunferência externa e alcança o cilindro externo da carcaça. O meio de aquecimento é convertido novamente em sua direção na circunferência externa da placa de chicana 6b, coletado para o centro, ascende a abertura da placa de chicana 6a, chega à circunferência externa ao longo da placa de tubo su-perior 5a da carcaça do reator, passa o tubo de introdução tubular 3b e é circulado para uma bomba.

Um termômetro 11 é inserido dentro do tubo de rea-ção disposto no reator, de modo que um sinal é transmitido, mesmo para o exterior do reator e a distribuição de tempera- tura da camada de catalisador é registrada na direção do ei-xo geométrico do tubo do reator. Termômetros são inseridos no tubo de reação e um termômetro mede as temperaturas de 5 a 20 pontos na direção do eixo geométrico do tubo.

Figura 2, Figura 3: Placa de Chicana

Com relação à uma placa de chicana usada na pre-sente invenção, qualquer uma dentre uma placa de chicana circular eclipsada de um tipo de segmento conforme mostrado na figura 2 e uma placa de chicana do tipo de disco conforme mostrado na figura 3 pode ser usada, à medida que ela possua uma constituição, tal que, a placa de chicana 6a tenha uma abertura próxima ao centro da carcaça do reator, a placa de chicana 6b tenha uma abertura entre a circunferência externa e o cilindro externo da carcaça e o meio de aquecimento al-tere sua direção em cada abertura, de modo que um desvio do fluxo do meio de aquecimento seja impedido e a razão de flu-xo seja capaz de ser alterada. Em ambos os tipos de placas de chicana, a relação entre a direção de fluxo do meio de aquecimento e o eixo geométrico do tubo no tubo de reação não é alterada.

Com relação a uma placa de chicana comum, uma pla-ca de chicana do tipo de disco conforme mostrado na figura 3 é empregada de modo geral. É preferido que a área de abertu-ra central da placa de chicana 6a seja de 5 a 50% ou mais preferivelmente, de 10 a 30% da área de seção transversal da carcaça do reator. É preferido que a área de abertura da placa tronco da carcaça 2 do reator da placa de chicana 6b seja de 5 a 50% ou mais preferivelmente 10 a 30% da área de seção transversal da carcaça do reator. Quando a razão de abertura das placas de chicana (6a e 6b) for muito pequena, a passagem do meio de aquecimento se torna longa, a perda de pressão entre os tubos de introdução circulares (3a e 3b) aumenta e a força da bomba de circulação 7 para o meio de aquecimento se torna grande. Quando a razão de abertura da placa de chicana for muito grande, o número de reatores (1c) aumenta.

Os intervalos das placas de chicana instaladas (intervalo entre as placas de chicana 6a e 6b; e intervalo entre placa de chicana 6a e as placas de tubo 5a, 5b) são iguais em muitos casos, embora não seja sempre necessário se ter intervalos iguais. É recomendado ajustar, de tal modo que, a razão de fluxo necessária do meio de aquecimento de-terminado pelo aquecimento da reação de oxidação gerado no tubo de reação seja assegurada, e que a perda de pressão do meio de aquecimento se torne baixa. No tubo de introdução circular 3a na entrada para o meio de aquecimento, deve-se evitar que a posição do ponto aquecido da distribuição de temperatura no tubo de reação e a posição da placa de chica-na se tornem a mesma. Isto se deve ao fato de que, uma vez que a razão de fluxo do meio de aquecimento próximo à super-fície da placa de chicana abaixa e o coeficiente de transfe-rência de calor é baixo, a temperatura do ponto aquecido se torna maior quando a posição para o ponto aquecido é sobre-posta.

A fim de evitar que a posição do ponto aquecimento e a posição da placa de chicana se tornem a mesma, é prefe- rido investigar antecipadamente por meio de experimentos usando um dispositivo de escala pequena (tal como um equipa-mento de bancada e equipamento piloto) ou por meio de simu-lação em computador.

Figura 4

A Figura 4 mostra uma vista em seção transversal aproximada de um reator multitubular quando a carcaça do re-ator é dividida por uma placa de tubo intermediária 9 e o método de oxidação catalítica em fase gasosa da presente in-venção também inclui um método usando o mesmo. Em cada um dos espaços divididos, meio de aquecimento diferente é cir-culado e é controlado em temperatura diferente. O gás de ma-téria-prima pode ser introduzido de qualquer um de 4a e 4b e, na figura 4, a direção de fluxo do meio de aquecimento na carcaça do reator é mostrado por uma seta como um fluxo as-cendente e, portanto, 4b, onde o fluxo do gás de processo do gás de matéria-prima está em uma direção de contracorrente em relação ao fluxo do meio de aquecimento sendo uma entrada de fornecimento para a matéria-prima. O gás de matéria-prima introduzido a partir da entrada de fornecimento de matéria- prima 4b reage sucessivamente no tubo de reação do reator.

No reator multitubular mostrado na figura 4, meios de aquecimento em diferentes temperaturas estão presentes nas áreas superior e inferior (área A e área B na figura 4) no reator dividido pela placa de tubo intermediária 9 e, consequentemente, existem os casos que se seguem no tubo de reação. Assim, 1) um caso onde o mesmo catalisador é carre-gado totalmente e a reação é realizada, a temperatura da mesma sendo alterada na entrada e saída para gás de matéria- prima no tubo de reação; 2) um caso onde um catalisador é enchido na parte de entrada do gás de matéria-prima e nenhum catalisador é carregado na parte de saída, de modo a tornar a mesma oca ou uma substância inerte não possuindo reativi- dade é carregada, de modo que o produto de reação é rapida-mente resfriado; e 3) um caso onde catalisadores diferentes são enchidos nas partes de entrada e saída para o gás de ma-téria-prima e, entre as mesmas, nenhum catalisador é enchido na parte de saída para tornar a mesma oca ou uma substância inerte não possuindo reatividade é carregada, de modo que o produto de reação é rapidamente resfriado.

Por exemplo, propileno, propano ou isobutileno co-mo um gás misturado com gás contendo oxigênio molecular é introduzido a partir de uma entrada de fornecimento de maté-ria-prima 4b, dentro de um reator multitubular mostrado na figura 4, para ser usado para a presente invenção e, primei-ra, ele é tornado acroleína no primeiro estágio para a rea-ção de estágio anterior (área A do tubo de reação) seguido por oxidação da acroleína no segundo estágio para o estágio posterior da reação (área B do tubo de reação) para preparar o ácido acrílico. Na parte do primeiro estágio (doravante podendo ser referida como "parte do estágio anterior") e na parte do segundo estágio (doravante podendo ser referida co-mo "parte do estágio posterior"), são carregados diferentes catalisadores e cada um deles é controlado em temperatura diferente, pelo que a reação é realizada sob ótimas condi-ções. É preferido que uma substância inerte que não partici- pe da reação seja enchida na parte onde existe uma placa de tubo intermediária entre a parte de estágio anterior e a parte de estágio posterior do tubo de reação.

Figura 5

Na Figura 5, uma placa de tubo intermediária é mostrada em um modo aumentado. As partes de estágio anterior e último são controladas em temperaturas diferentes e quando a diferença nas temperaturas excede 100°C, a transferência de calor do meio de aquecimento de temperatura alta para o meio de aquecimento de temperatura baixa não é mais despre-zível e a precisão da temperatura de reação no lado de tem-peratura baixa tende a deteriorar. Em tal caso, é necessário conduzir isolamento térmico para impedir a transferência de calor acima ou abaixo da placa de tubo intermediária. A fi-gura 5 é o caso onde uma placa de isolamento térmico é usada e é preferido que duas ou três placas de isolamento térmico 10 sejam colocadas na posição que está cerca de 10 com acima ou abaixo da placa de tubo intermediária, de modo que o es-paço estagnado 12 onde o meio de aquecimento é pleno sem fluxo é formado, pelo que, um efeito de isolamento térmico é obtido. A placa de isolamento térmico 10 é fixada à placa de tubo intermediária 9, por exemplo, uma barra espaçadora 13.

Nas Figuras 1 e 4, a direção de fluxo do meio de aquecimento na carcaça do reator é mostrada por uma seta co-mo um fluxo ascendente embora uma direção reversa seja tam-bém possível na presente invenção. Na decisão da direção do fluxo de circulação do meio de aquecimento, seria evitado um fenômeno onde gás ou, para ser mais específico, gás inerte tal como nitrogênio que pode estar presente na extremidade superior da bomba de circulação 7 e a carcaça do reator 2 é coletado em um fluxo de meio de aquecimento. No caso do meio de aquecimento ser um fluxo ascendente (figura 1), um fenô-meno de cavitação é observado na bomba de circulação, quando gás é coletado na parte superior na bomba de circulação 7, pelo que, na pior das hipóteses, a bomba é destruída. No ca-so do meio de aquecimento ser um fluxo descendente, um fenô-meno de coleta de gás acontece na parte superior da carcaça do reator e uma parte retida da fase gasosa é observada na parte superior da carcaça, pelo que a parte superior do tubo de reação, na área onde o gás é retido não é resfriada pelo meio de aquecimento.

Como um meio para prevenir a retenção do gás, é essencial que uma tubulação de liberação de gás seja forma-da, pelo que, o gás na camada de gás é substituído pelo meio de aquecimento e, para tal finalidade, a pressão do meio de aquecimento em uma tubulação de fornecimento de meio de aquecimento 8a é se torna alta e uma tubulação de descarga 8b para o meio de aquecimento é ajustada no local, tão alta quanto possível, pelo que, uma elevação na pressão da carca-ça é pretendida. É preferido que a tubulação de carcaça para o meio de aquecimento esteja localizada pelo menos acima da placa de tubo 5a.

Quando um reator multitubular, conforme mostrado na figura 1, é adotado em um reator multitubular, onde pro- pileno, propano ou isobutileno é oxidado com um gás contendo oxigênio molecular e quando o gás de processo está em um fluxo descendente ou, em outras palavras, quando o gás de matéria-prima chega de 4b e o produto é descarregado de 4a, a concentração de acroleína que é um produto alvo está alta, próximo a saída de descarga de produto 4a, do reator e o aquecimento acontece por aquecimento da reação, pelo que a temperatura do gás de processo se torna alta. Consequente-mente, em tal caso, é preferido que um trocador de calor se-ja colocado após o reator 4a na figura 1, para resfriar bem o gás de processo, pelo que, uma reação de oxidação automá-tica de acroleína não acontece.

Quando um reator multitubular, conforme mostrado na figura 4, é adotado e o gás de processo está em um fluxo descendente ou, em outras palavras, quando o gás de matéria- prima chega de 4b e o produto é descarregado de 4a, a con-centração de acroleína que é um produto alvo está alta, pró-ximo a placa de tubo intermediária 9 que é um ponto final da reação de primeiro estágio (área A do tubo de reação) e o aquecimento acontece por aquecimento da reação, pelo que a temperatura do gás de processo se torna alta. Adicionalmen-te, quando o catalisador é enchido apenas no primeiro está-gio (área A do tubo de reação: 5a-6a-6b-6a-9), a reação não é realizada no segundo estágio dos tubos de reação 1b, 1c (área B do tubo de reação: entre 9 e 5b) e o gás de processo é resfriado por meio de aquecimento fluindo na passagem do lado de carcaça pelo que a acroleína se encontra em um esta-do que nenhuma reação de oxidação automática acontece. Na-quele caso, o catalisador não é enchido na área B (entre 9 e 5b) dos tubos de reação 1b, 1c, porém a área fica oca ou só- lido não possuindo reatividade é enchido. O último é prefe-rido para obtenção de melhor característica de transferência de calor.

Quando catalisadores diferentes são enchidos no primeiro estágio (área A do tubo de reação: 5a-6a-6b-6a-0) do reator multitubular mostrado na figura 4 e no segundo es-tágio (área B do tubo de reação: 9-6a'-6b'-6a'-5b) do mesmo, pelo que a acroleína é preparada de propileno, propano ou isobutileno no primeiro estágio, enquanto ácido acrílico é preparado no segundo estágio, a temperatura da camada de ca-talisador do primeiro estágio é alta quando comparada à tem-peratura da camada catalítica do segundo estágio. Para ser mais específico, as temperaturas das áreas próximas ao ponto final da reação do primeiro estágio (6a-9) e próximas ao ponto de início da reação de segundo estágio (9-6a') se tor-nam altas e, portanto, é preferido que nenhuma reação seja realizada naquelas áreas, porém o gás de processo é resfria-do por fluxo de meio de aquecimento na passagem lateral da carcaça, pelo que acroleína é preparada, de tal modo que ne-nhuma reação de oxidação automática acontece. Naquele caso, é formada uma parte onde o catalisador não é enchido na área próxima a placa de tubo intermediária 9 (entre 6a-9-6a' dos tubos de reação 1b, 1c) porém a área fica oca ou sólido não possuindo reatividade é enchido na mesma. O último é prefe-rido para formação da melhor característica de transferência de calor.

Ponto Aquecido

O gás de matéria-prima que passa através de um tu-bo de reação é primeiramente aquecido quando ele passa atra-vés de uma camada de catalisador de baixa atividade, enchida na parte de entrada de gás de matéria-prima do tubo de rea-ção e alcança a temperatura de início da reação. A matéria- prima (propileno, propano, isobutileno ou acroleína) é oxi-dada pelo catalisador enchido como a próxima camada no tubo de reação e a temperatura adicionalmente se eleva em razão do aquecimento da reação de oxidação. A quantidade de reação é mais abundante na camada de catalisador próxima à entrada para o gás de matéria-prima e, geralmente, calor de reação que é gerado em quantidade muito maior que a quantidade de calor removida pelo meio de aquecimento, atua para elevar a temperatura do gás de matéria prima, pelo que o ponto aque-cido é formado.

Embora dependendo do ajuste da atividade catalíti-ca, existem muitos casos onde o ponto aquecido é formado na posição de 10 a 80% do comprimento pleno do tubo de reação, a partir da entrada do gás de matéria-prima do tubo de rea-ção. Por exemplo, quando um tubo de reação de 3 a 4 m é usa-do, ele é formado na posição de 0,3 a 3,2 m a partir da en-trada de gás da matéria-prima do tubo de reação.

Quando a quantidade de calor da reação gerada aqui excede a capacidade de remoção do calor do meio de aqueci-mento do lado de fora do tubo de reação, a temperatura do gás de matéria-prima se eleva mais e mais e a geração de ca-lor da reação também aumenta. Finalmente, isso resulta em uma reação descontrolada, excedendo a temperatura mais alta na qual o catalisador é resistente, pelo que, o catalisador é alterado em termos de sua qualidade, causando deterioração e destruição. Quando se faz uma ilustração usando, como um exemplo, o caso de um reator de estágio anterior para a pro-dução de acroleína por reação de oxidação de propileno por um gás contendo oxigênio molecular, a temperatura do meio de aquecimento é de 250 a 350°C e a temperatura mais alta per- missível do ponto aquecido é de 400 a 500°C. Adicionalmente, a temperatura do meio de aquecimento no reator de estágio posterior para a produção de ácido acrílico por oxidação de acroleína, por um gás contendo oxigênio é de 200 a 300°C e a temperatura mais alta permitida do ponto aquecido é de 300 a 400°C.

Diâmetro do tubo de reação

Devido ao fato de que dentro do tubo de reação en-cobrindo o catalisador em um reator de oxidação, se encontra uma fase gasosa e que a velocidade linear do gás é restrita pela resistência do catalisador e coeficiente de transferên-cia de calor no tubo é o menor, resultando na limitação de razão da transferência de calor, o diâmetro interno que afe-ta muito a velocidade linear do gás é muito importante.

O diâmetro interno do tubo de reação do reator multitubular de acordo com a presente invenção é afetado pe-la quantidade de calor da reação, no tubo de reação e o ta-manho de partícula do catalisador e é preferido que seja de 10 a 50 mm e, mais preferivelmente 20 a 30 mm. Quando o diâ-metro interno do tubo de reação é muito pequeno, muitos tu-bos de reação são necessários para encher a quantidade total necessária de catalisador, pelo que o trabalho para a fabri-cação do reator se torna grande, sendo necessários muitos recursos financeiros para a fabricação e a economia indus-trial piora. Por outro lado, quando o diâmetro interno do tubo de reação é muito grande, a área de superfície do tubo de reação para a quantidade necessária do catalisador se torna pequena, pelo que a área de transferência de calor pa-ra remoção de calor da reação se torna pequena.

Meio de Aquecimento e coeficiente de transferência de calorCom referência a um meio de aquecimento fluindo na lateral da carcaça do reator, um nitro que é uma mistura de nitratos é freqüentemente usado, embora um meio de aqueci-mento do tipo de éter fenila que é um tipo de líquido orgâ-nico possa ser usado.

Como resultado do fluxo do meio de aquecimento, o calor da reação no tubo de reação é removido e foi verifica-do que, no meio de aquecimento introduzido na carcaça do re-ator a partir de um tubo de introdução circular 3a para in-trodução do meio de aquecimento, existe uma região onde ele flui para o centro a partir da circunferência externa do re-ator e uma região onde uma direção de fluxo é invertida no centro e que, em cada região, o efeito da remoção do calor é extremamente diferente. Quando a direção de fluxo do meio de aquecimento está em ângulos retos em relação ao eixo geomé-trico do tubo, do tubo de reação, o coeficiente de transfe-rência de calor é de 1.000 a 2.000 W/m2°C, enquanto, quando não está em ângulos retos, embora sendo diferente se a razão de fluxo for a montante ou a jusante, é de 100 a 300 W/m2°C, quando um nitro é usado como um meio de aquecimento.

Por outro lado, o coeficiente de transferência de calor na camada catalítica, no tubo de curso da reação, de-pende da razão de fluxo do gás de matéria-prima, porém, uma vez que é apenas de cerca de 100 W/m2°C, é desnecessário di-zer que a limitação da razão de transferência de calor é a fase gasosa no tubo, a mesma reconhecida até agora. Especi-ficamente, quando o fluxo do meio de aquecimento está em ân-gulos retos com relação ao eixo geométrico do tubo de rea-ção, a resistência de transferência de calor fora do tubo é de 1/10 a 1/20 daquela do gás no tubo e, mesmo quando a ra-zão de fluxo no lado do meio de aquecimento é alterada, a influência total na resistência de transferência de calor é pequena. Contudo, quando o meio de aquecimento está em um fluxo paralelo ao eixo geométrico do tubo, os coeficientes de transferência térmica fora e dentro do tubo de reação são semelhantes, pelo que, o estado do fluido fora do tubo afeta muito a eficiência de remoção de calor. Assim, quando o coe-ficiente de transferência de calor fora do tubo é de 100 W/m2°C, o coeficiente total de transferência de calor é a metade daquele e, além disso, uma metade da troca na resis-tência de transferência de calor fora do tubo afeta o coefi-ciente de transferência de calor total.

Catalisador

Com relação ao catalisador usado para uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa para a produção de ácido acrílico ou acroleína, existem aqueles que são empre- gados para a reação de estágio anterior da olefina no aldeí-do insaturado ou ácido insaturado e aquele que é usado para a reação de estágio posterior do aldeído insaturado para o ácido insaturado.

Com relação ao catalisador de óxido composto de um tipo Mo-Bi usado para a reação de estágio anterior (reação da olefina em aldeído insaturado ou ácido insaturado) para produzir principalmente acroleína por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa, pode ser listado o que é repre-sentado pela fórmula (I) que se segue:

MoaWbBicFedAeBfCgDhEiOx (I)

Na fórmula (I) acima, A é pelo menos um elemento selecionado de níquel e cobalto; B é pelo menos um elemento selecionado de sódio, potássio, rubídio, césio e tálio; C é pelo menos um elemento selecionado de metais alcalinos ter-rosos; D é pelo menos um elemento selecionado de fósforo, telúrio, antimônio, estanho, cério, chumbo, nióbio, manga-nês, arsênico, boro e zinco; E é pelo menos um elemento se-lecionado de silício, alumínio, titânio e zircônio; e O é oxigênio. Cada um de a, b, c, d, e, f, g, h, i e x significa a razão atômica de Mo, W, Bi, Fe, A, B, C, D, E e O, respec-tivamente e, quando a = 12, então 0 < b < 10, 0 < c < 10 (preferivelmente, 0,1 < c < 10), 0 < d < 10 (preferivelmen-te, 0,1 < d < 10), 2 < e < 15, 0 < f < 10 (preferivelmente, 0,001 < f < 10), 0 < g < 10, 0 < h < 4 e 0 < i < 30 e x é um valor que é determinado pelo estado oxidado de cada elemento.

Com relação a um catalisador de óxido composto de um tipo Mo-V usado na reação de estágio anterior (reação de aldeído insaturado em ácido insaturado) para a produção de ácido acrílico por oxidação da acroleína na reação de oxida-ção catalítica em fase gasosa mencionada anteriormente, po-dendo ser listado o que é representado pela fórmula (II) que se segue:

MoaVbWcCudXeYfOg (II)

Na fórmula (II) acima, X é pelo menos um elemento selecionado de Mg, Ca, Sr e Ba; Y é pelo menos um elemento selecionado de Ti, Zr, Ce, Cr, Mn, Fe, Co, Ni, Zn, Nb, Sn, Sb, Pb e Bi; e O é oxigênio. Cada um de a, b, c, d, e, f e g é uma razão atômica de Mo, V, W, Cu, X, Y e O, respectiva-mente e quando a = 12, então 2 < b < 14, 0 < c < 12, 0 < d < 6, 0 < e < 3, e 0 < f < 3 e g é um valor que é determinado pelo estado oxidado de cada elemento.

Os catalisadores mencionados acima podem ser pre-parados pelo método revelado, por exemplo, na JP-A-63-54942, JP-B-6-13096 e JP-B-6-38918.

O catalisador usado na presente invenção pode ser um catalisador moldado que é moldado por um método de molda-gem por extrusão ou um método de compressão de tablete ou pode ser um catalisador transportado, onde um óxido composto compreendendo componentes catalíticos é transportado em um veículo inerte, tal como, carboneto de silício, alumina, óxido de zircônio ou óxido de titânio.

Não existe limitação específica para a forma do catalisador usado na presente invenção, porém qualquer forma em esfera, coluna, cilindro, estrela e anel além de forma amorfa pode ser usada.

Diluente

O catalisador acima mencionado pode ser usado por mistura com uma substância inerte como um diluente.

Não existe limitação específica para a substância inerte, à medida que ela seja estável sob condições de rea-ção citadas acima e não reaja com qualquer substância da ma-téria-prima e do produto. Para ser mais específico, é prefe-rida uma substância usada como um veículo para os catalisa-dores, tais como, alumina, carboneto de silício, sílica, óxido de zircônia ou óxido de titânio.

Não existe limitação específica para sua forma, o mesmo acontecendo no caso do catalisador e qualquer forma em esfera, coluna, cilindro, estrela, anel, floco pequeno ou forma líquida ou amorfa pode ser usada. Seu tamanho, etc. pode ser decidido, levando-se em consideração o diâmetro do tubo de reação e perda de pressão.

A quantidade de substância inerte usada com um di- luente pode ser decidida apropriadamente, dependendo da ati-vidade catalítica desejada.

Camada catalítica, ajuste de atividade, etc.

A atividade de uma camada catalítica no tubo de reação pode ser alterada.

Com relação a um método para ajuste da troca de atividade de uma camada catalítica no tubo de reação, existe um método onde a composição do catalisador é ajustada e o catalisador possuindo atividade diferente é empregado para cada camada catalítica, um método onde as partículas catalí-ticas são misturadas com partículas de substância inerte, para diluir o catalisador, pelo que, a atividade de cada ca-mada catalítica é ajustada, etc.

Um exemplo específico para o último método é aque-le onde a camada catalítica é formada, por exemplo, dentro de duas camadas onde uma camada catalítica da parte de en-trada do gás de matéria-prima do tubo de reação é transfor-mada em uma camada catalítica possuindo uma razão alta de partículas de substância inerte, onde a razão das partículas de substância inerte usada é por exemplo de 0,3 a 0,7 para o catalisador, de modo que uma camada de atividade baixa é preparada, enquanto, na camada catalítica no lado externo do tubo de reação, a razão é por exemplo, tão baixa quanto 0 a 0,5 ou um catalisador não diluído é carregado, de modo que é preparada uma camada de atividade alta.

Não existe limitação específica para o número de camadas catalíticas formadas na direção do eixo geométrico do tubo do reator multitubular. Contudo, quando o número de camadas catalíticas é muito grande, muito trabalho é neces-sário para empregar a carga do catalisador e, portanto, o número de camadas catalíticas é geralmente de 1 a 10. Com relação ao comprimento de cada camada catalítica, seu valor ótimo é decidido pelas espécies catalíticas, número de cama-das catalíticas, condição de reação, etc. e portanto, isso pode ser decidido apropriadamente, de modo que a vantagem da presente invenção seja plenamente obtida.

Temperatura máxima da reação

A "temperatura máxima da reação" é o valor máximo da temperatura para cada camada catalítica dos tubos de reação que está presente.

Quando a camada catalítica está em um estado de múltiplas camadas, a "temperatura máxima da reação" que é comparada à temperatura de entrada (doravante, podendo ser referida como temperatura de entrada do meio de aquecimento) do reator, para o meio de aquecimento, para ajuste da tempe-ratura de reação na presente invenção, se constitui na tem-peratura mais alta entre as mesmas.

Para ser mais específico, no caso de carga de três camadas, quando cada temperatura máxima da reação, em termos de valor médio de cada tubo de reação for de 360°C para a primeira camada, 370°C para a segunda camada e 350°C para a terceira camada e a temperatura de entrada do meio de aque-cimento for de 330°C, a diferença de temperatura de 50°C en-tre 370°C para a segunda camada e 330°C para a temperatura de entrada do meio de aquecimento é um valor para se julgar se o processo da presente invenção é capaz de ser aplicado de forma eficaz. No processo da presente invenção, uma apli-cação eficaz é possível quando "a diferença da temperatura é de 20°C ou superior" e, no caso do exemplo mencionado acima, o processo da invenção é aplicado de modo eficaz.

No caso de uma operação ser realizada quando a di-ferença de temperatura entre a temperatura máxima de reação e a temperatura de entrada do meio de aquecimento for infe-rior a 20°C, alterações na temperatura máxima da reação em relação a temperatura de entrada do meio de aquecimento se-rão pequenas (mesmo quando a temperatura de entrada do meio de aquecimento for alterada para uma 1°C, a alteração na temperatura máxima de reação será de cerca de 1 a 2°C) e, portanto, o processo da presente invenção pode ser aplicado.

Na presente invenção, não existe limitação especí-fica para o método de estabelecimento da posição mostrando a temperatura máxima da reação na direção do eixo geométrico do tubo de cada camada catalítica e seus exemplos são os meios onde a razão da substância inerte para o catalisador, forma do catalisador, tipo do catalisador (composição, tem-peratura de combustão quando da preparação do catalisador, etc.) e semelhantes são apropriadamente modificados. No caso de um catalisador transportado, também pode ser adotado um meio onde a quantidade transportada do componente cataliti- camente ativo é alterada.

Ajuste da temperatura da entrada para o meio de aquecimento

Em um reator multitubular usado para uma oxidação catalítica em fase gasosa de propileno e semelhantes, exis-tem vários milhares a várias dezenas de milhares de tubos de reação e, nos métodos de carga convencionais, é muito difí-cil que o estado da carga do catalisador em todos os tubos de reação seja uniforme.

Um exemplo específico é aquele onde, devido à di-ferença na perda de pressão gerada pela diferença na opera-ção de carga, a quantidade de gás fluindo para o tubo de re-ação é alterada e o estado da reação se altera para cada tu-bo de reação, pelo que, assim no mesmo reator, pode haver um estado resultante, onde o estado da reação difere para cada tubo de reação.

Adicionalmente, a temperatura de reação é decidida por um valor médio do estado de reação para todos os tubos de reação. Por exemplo, em um reator de estágio anterior com um objetivo de reação de oxidação de propileno, existe uma dispersão nas razões de conversão de propileno para cada tu-bo de reação e, portanto, a temperatura de entrada do meio de aquecimento é decidida por um valor médio das razões de conversão de propileno de todos os tubos de reação. Conse-quentemente, não é verdade que todos os tubos de reação se-jam sempre operados sob condição ótima.

Nessas circunstâncias, quando a condição de opera-ção é constante, pode não haver problema, porém, em um esta-do não estacionário, tal como no caso onde o fornecimento da quantidade de gás de matéria-prima é alterado devido ao ajuste de produção ou semelhante, isso resulta na inativação do catalisador, por exemplo, formação de ponto aquecido de-vido a inconveniência, tal como, conforme mencionado acima, do estado de reação ser diferente em cada tubo de reação ou todos os tubos de reação não serem operados sob condições ótimas.

Como um meio de evitar o exposto acima, a presente invenção adota uma condição para alterar a temperatura de entrada do meio de aquecimento, especificada pela presente invenção, pelo que tais inconveniências são evitadas.

Para ser mais específico, em uma operação de alte-ração da temperatura de entrada do meio de aquecimento, (1) é conduzida a 2°C ou menos para cada operação de troca e (2) quando outra operação de troca é conduzida após a citada acima, o intervalo de tempo da operação de troca imediatamente anterior a essa é de 10 minutos ou mais.

Quando a operação de troca for superior a 2°C, o estado não estacionário na alteração promove a temperatura máxima da reação, pelo que, a inativação do catalisador pode acontecer.

Adicionalmente, quando as operações de troca são conduzidas sucessivamente, as modificações no sistema pela operação de troca são incapazes de seguir a operação de tro-ca e, novamente, isso promove a temperatura máxima, pelo que a inativação do catalisador pode acontecer. Como resultado da investigação realizada pelos presentes inventores, o in-tervalo de tempo para as operações de troca é ajustado não inferior a 10 minutos ou, preferivelmente, não inferior a 20 minutos.

Método para ajuste da temperatura de entrada do meio de aquecimento

Na presente invenção, pode ser usado qualquer mé-todo como um método para ajuste da temperatura de entrada do meio de aquecimento.

Por exemplo, um trocador de calor é ajustado em 8b da figura 1, o calor é removido de uma parte ou de todo o meio de aquecimento seguido por retorno ao reator a partir de 8a, pelo que, a temperatura do meio de aquecimento está apta a ser ajustada. Não existe limitação específica para o tipo do trocador de calor acima. Para ser mais específico, um tipo de placa de tubo fixado na longitudinal, um tipo de placa de tubo fixado na transversal, um tipo de placa de tu-bo conformado em U, um tipo de tubo duplo, tipo espiral, um tipo de bloco quadrado, etc. podem ser citados. Com relação ao material, os freqüentemente empregados são aço carbono, aço inoxidável, etc. porém não sendo limitante. A seleção pode ser feita do ponto de vista de resistência ao calor, resistência à corrosão, economia, etc.

Alguns assuntos adicionais da presente invenção serão mencionados a seguir.

Etapa para produção de ácido acrílico ou acrilato

Com relação à etapa para produção de ácido acríli-co empregando um controle de reação de oxidação usando a presente invenção, conforme mencionado acima, serão relacio-nados (i) a (iii) que se seguem: (i)são realizadas uma etapa de oxidação onde pro-pano, propileno e/ou acroleína são submetidos a uma oxidação em fase gasosa catalítica, uma etapa de coleta onde o gás contendo ácido acrílico da etapa de oxidação é contatado com água, de modo que o ácido acrílico é coletado como uma solu-ção aquosa de ácido acrílico e uma etapa de extração onde ácido acrílico é extraído da solução aquosa de ácido acríli-co usando um solvente de extração apropriado, então ácido acrílico é separado do solvente, a purificação é realizada por uma etapa de purificação e, adicionalmente, um aduto Mi-chael de ácido acrílico e um líquido de ebulição alta con-tendo um inibidor de polimerização usado em cada etapa são fornecidos a uma torre de reação de degradação como maté- rias-primas para recuperar os que têm valor e esses são for-necidos em qualquer das etapas após a etapa de coleta; (ii)uma etapa de oxidação onde propano, propileno e/ou acroleína são submetidos a uma oxidação em fase gasosa catalítica para produzir ácido acrílico, uma etapa de coleta onde gás contendo ácido acrílico da etapa de oxidação é con-tatado à água, de modo que o ácido acrílico é coletado como uma solução aquosa de ácido acrílico, uma etapa de separação azeotrópica, onde a solução aquosa de ácido acrílico é des-tilada em uma torre de separação azeotrópica, em presença de um solvente azeotrópico, pelo que, ácido acrílico bruto é retirado do fundo da torre e são realizadas uma etapa para separação do ácido acético, onde o ácido acético é removido e uma purificação para retirada de impurezas em alta ebuli-ção, então o aduto Michael de ácido acrílico após a purifi-cação e um líquido em alta ebulição contendo um inibidor de polimerização usados para essas etapas de produção são for-necidos a uma torre de reação de degradação, como matérias primas para recuperar os itens valiosos, os mesmos sendo fornecidos a qualquer uma das etapas após a etapa de coleta; e (iii)são realizadas uma etapa de oxidação, onde ácido acrílico é produzido por uma oxidação em fase gasosa catalítica de propileno, propano e/ou acroleína, uma etapa de coleta/separação onde gás contendo ácido acrílico é con-tatado com um solvente orgânico, de modo a coletar ácido acrílico como uma solução de ácido acrílico no solvente or-gânico, pelo que, água, ácido acético etc. são removidos ao mesmo tempo, uma etapa de separação onde o ácido acrílico é retirado da solução de ácido acrílico no solvente orgânico, uma etapa onde um líquido de alta ebulição contendo um aduto Michael de ácido acrílico, solvente orgânico e inibidor de polimerização usados naquelas etapas de produção são forne-cidos a uma torre de reação de degradação, como uma matéria- prima, para recuperar os itens valiosos e os mesmos são for-necidos a qualquer uma das etapas após a etapa de coleta e uma etapa onde o solvente orgânico é parcialmente purificado.

Uma etapa para produção de acrilato compreende uma etapa de esterificação, onde, por exemplo, ácido acrílico reage com álcool usando um ácido orgânico ou uma resina de troca de íon catiônica como um catalisador e uma etapa de purificação onde extração, evaporação e destilação são con-duzidas como operações unitárias para concentração de acri- lato bruto preparado na reação. Cada operação unitária é apropriadamente selecionada por razão de matéria-prima de ácido acrílico para álcool na reação de esterificação, espé-cies de catalisadores usadas para a reação de esterificação ou propriedades físicas de cada uma das matérias-primas, subprodutos da reação e acrilato. Após cada uma das opera-ções unitárias, o produto é preparado por uma torre de puri-ficação para acrilato. O líquido do fundo da torre de puri-ficação contém adutos Michael compreendendo principalmente acrilato, β-acriloxipropionato, β-alcoxipropionato e β- hidroxipropionato e é adicionalmente fornecido a uma torre de reação de degradação como um líquido de alta ebulição contendo um inibidor de polimerização usado para a etapa de produção ou retornado para um processo, pelo que, os itensvaliosos são recuperados.

Na produção de ácido acrílico ou acrilato que é um composto de fácil polimerização, um inibidor de polimeriza- ção é usado para inibir da geração de polímeros durante a produção.

Exemplos específicos de inibidor de polimerização são acrilato de cobre, ditiocarbamato de cobre, composto fe- nol e composto fenotiazina. Exemplos de ditiocarbamato de cobre são dialquilditiocarbamato de cobre, tais como, dime- tiltiocarbamato de cobre, dietilditiocarbamato de cobre, di- propilditiocarbamato de cobre e dibutilditiocarbamato de co- bre/ cicloalquilenoditiocarbamato de cobre tais como, etile- noditiocarbamato de cobre, tetrametilenoditiocarbamato de cobre, pentametilenoditiocabamato de cobre e hexametilenodi- tiocarbamato de cobre; e oxidialquilenoditiocarbamato cícli-co de cobre, tal como, oxidietilenoditiocarbamato de cobre. Exemplos de composto fenol são hidroquinona, metoquinona, pirogalol, catecol, resorcinol, fenol e cresol. Exemplos de fenotiazina são fenotiazina, bis(α-metilbenzila)- fenotiazina, 3,7-dioctilfenotiazina e bis (α- dimetilbenzil)fenotiazina.

Substâncias que não as mencionadas acima podem também ser incluídas em alguns processos e fica claro que o tipo das mesmas não afeta a presente invenção.

Ácido acrílico ou acrilato produzido como tal é usado para vários fins. Exemplos específicos de uso são po-límero superabsorvente, floculante, aditivo sensível a pres-são, tinta, adesivo e agente de reforma de fibra.

Exemplos

A invenção será agora especificamente ilustrada por meio dos Exemplos e Exemplos Comparativos que se seguem, porém não é limitada aos mesmos.

Exemplo 1 Catalisador

Paramolibdato de amônio (94 partes em peso) foi dissolvido em 400 partes em peso de água pura com aquecimen-to. Por outro lado, 7,2 partes em peso de nitrato férrico, 25 partes em peso de nitrato de cobalto e 38 partes em peso de nitrato de níquel foram dissolvidas em 60 partes em peso de água pura com aquecimento. As soluções foram misturadas com agitação suficiente para fornecer uma solução em uma forma de pasta.

Após isso, 0,85 parte em peso de bórax e 0,36 par-te em peso de nitrato de potássio foram dissolvidas em 40 partes em peso de água pura com aquecimento e adicionadas à pasta acima. Então, 64 partes em peso de sílica granular fo-ram adicionadas seguido por agitação. Após isso, 58 partes em peso de subcarbonato de bismuto previamente composto com 0,8% em peso de Mg foram adicionadas, seguido por agita- ção/mistura, a pasta foi seca por aquecimento e submetida a um tratamento de aquecimento em uma atmosfera de ar a 300°C por 1 hora e o sólido granular resultante foi transformado em tabletes, cada um possuindo 5 mm de diâmetro e 4 mm de altura por meio de uma compressão de tablete usando uma má-quina para moldagem e queimado a 500°C por 4 horas para for-necer um catalisador de estágio anterior.

O catalisador de estágio anterior resultante era um óxido composto de um tipo de Mo-Bi possuindo uma razão de composição de pó de catalisador de uma composição de Mo (12), Bi (5), Ni (3), Co (2), Fe (0,4), Na (0,2), Mg (0,4), B (0,2), K (0,1), Si (24), O (x) (onde x que é uma composi-ção para oxigênio é um valor decidido pelo estado oxidado de cada metal).

Produção de ácido acrílico e acroleína a partir de propileno

Nesse Exemplo, foi empregado um reator multitubu-lar que era o mesmo que o mostrado na figura 1.

Para ser mais específico, foi empregado um reator multitubular de uma carcaça de reator (diâmetro interno: 4.500 mm) possuindo 10.000 tubos de reação fabricados de aço inoxidável, onde cada tubo de reação possuía 3,5 m de com-primento e 27 mm de diâmetro interno. O tubo de reação não foi colocado na região de abertura circular no centro da placa de chicana conformada em disco 6a possuindo abertura próxima ao centro da carcaça de reator. Na placa de chicana, uma placa de chicana conformada em disco perfurada 6a pos-suindo uma abertura próxima ao centro da carcaça do reator e uma placa de chicana conformada em disco perfurada 6b dis-postas, de modo a possuir uma abertura entre a circunferên-cia externa e a carcaça do reator foram arranjadas na ordem de 6a-6b-6a com os mesmos intervalos onde a razão de abertu-ra de cada uma das placas de chicana era de 18%.

Um sal fundido de mistura de nitrato (um nitro) foi usado como um meio de aquecimento e foi fornecido da parte inferior do reator e retirado da parte superior do re-ator para circular.

Uma parte desse meio de aquecimento foi retirada de 8b para remover o calor e foi retornada para 8a. Como re-sultado, a temperatura do meio de aquecimento fornecido ao reator foi ajustada e a temperatura foi medida por um termô-metro 15.

Com relação ao catalisador a ser carregado em cada tubo de reação, aquele onde a atividade catalítica foi ajus-tada por mistura do catalisador de estágio anterior mencio-nado acima e esferas fabricadas de sílica, cada uma possui um diâmetro de 5 mm e sem atividade catalítica, foi emprega-do e carregado a partir da entrada do tubo de reação, de mo-do a fazer com que a razão de atividade catalítica fosse de 0,5 a 0,7 e 1 para formar uma camada catalítica de três ca-madas.

O gás de matéria-prima foi fornecido, da parte su-perior do reator, de modo a tornar o mesmo do tipo de con- tracorrente, ao meio aquecido e um gás de matéria-prima com-preendendo concentração de propileno de 9 mols porcento, oxigênio molecular em concentração de 14,% mols porcento, água a 9 mols porcento e nitrogênio de 75 kPa a 67,5 mols porcento (pressão de calibre) foi fornecido a 12.300 Nm3/hora. Um termômetro possuindo dez pontos de medição na direção do eixo geométrico do tubo foi inserido no tubo de reação, para medir a distribuição de temperatura.

Quando a temperatura da entrada para o meio de aquecimento (temperatura da entrada para o nitro) foi ajus- tada a 335°C e uma operação foi conduzida por uma semana, a temperatura máxima de reação do primeiro catalisador foi mais alta, mostrando 395°C e a razão de conversão de propi- leno foi de 97%, enquanto o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 92%. Como para a temperatura de re-ação, foi empregada a temperatura do nitro que foi fornecido ao reator. A diferença da temperatura entre a entrada e a saída para o nitro foi de 5°C.

O gás da matéria-prima foi aumentado para 13.530 Nm3/hora (um aumento de 10%).

A fim de obter a mesma razão de conversão (97%) de propileno, a temperatura da entrada para o meio de aqueci-mento foi elevada a uma extensão de 1°C, então elevada nova-mente a uma extensão de 1°C após 1 hora e, após mais 1 hora, elevada a uma extensão de 1°C para fornecer 338°C.

Após duas horas, o gás de reação mostrou uma razão de conversão de 97% em termos de propileno e o rendimento total para a acroleína e ácido acrílico foi de 92%. A tempe-ratura máxima da reação da primeira camada catalítica mos-trou 405°C e uma operação estável continuou.

Exemplo Comparativo 1

Uma operação foi realizada pelo mesmo método que o do Exemplo 1, exceto que o método para alterar a temperatura da entrada para o meio de aquecimento foi mudado como se segue.

A temperatura de entrada para o meio de aquecimen-to foi elevada a uma extensão de 3°C a partir de 335°C em uma operação para fornecer 338°C.

Após um período de tempo curto, a temperatura má- xima da reação da primeira camada catalítica elevou para 440°C, pelo que o gás da reação mostrou uma razão de conversão de 99% em termos de propileno e o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 89%. Consequentemente, a temperatura de entrada para o meio de aquecimento foi abaixada a uma extensão de 2°C para fornecer 336°C.

Exemplo Comparativo 2

A temperatura de entrada para o meio de aquecimen-to foi elevada a uma extensão de 1°C a partir de 335°C, ele-vada a uma extensão de 1°C após 5 minutos e, após mais 5 mi-nutos, elevada a uma extensão de 1°C para fornecer em 338°C.

Após um período de tempo curto, a temperatura má-xima da reação da primeira camada catalítica elevou para 436°C, pelo que o gás da reação mostrou uma razão de conver-são de 98,8% em termos de propileno e o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 89,3%. Consequentemen-te, a temperatura de entrada para o meio de aquecimento foi abaixada a uma extensão de 2°C para fornecer 336°C.

Exemplo 2

Uma operação foi realizada sob as mesmas condições que no Exemplo 1, exceto que a diferença da temperatura do nitro a ser fornecido ao reator entre a entrada e a saída foi de 3°C.

Quando uma operação foi conduzida por uma semana, após assentamento da temperatura de entrada para o meio de aquecimento a 337°C, a temperatura máxima de reação da pri-meira camada catalítica foi maior mostrando 390°C. A razão de conversão de propileno foi de 97% e o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 92%.

A fim de obter a mesma razão de conversão (97%) de propileno, a temperatura da entrada para o meio de aqueci-mento foi elevada a uma extensão de 1°C, então elevada nova-mente a uma extensão de 1°C após 1 hora e, após mais 1 hora, elevada a uma extensão de 1°C para fornecer 340°C.

Após duas horas, o gás de reação mostrou uma razão de conversão de 97,5% em termos de propileno, embora o ren-dimento total para a acroleína e ácido acrílico tenha sido 93% e a temperatura máxima da reação da primeira camada ca-talítica foi de 400°C pelo que uma operação estável foi ca-paz de continuar.

Exemplo Comparativo 3

Uma operação foi realizada pelo mesmo método que o do Exemplo 2, exceto que o método para alterar a temperatura da entrada para o meio de aquecimento foi mudado como se segue.

A temperatura de entrada para o meio de aquecimen-to foi elevada a uma extensão de 3°C a partir de 337°C, em uma operação para fornecer 340°C.

Após um período de tempo curto, a temperatura máxima da rea-ção da primeira camada catalítica elevou para 438°C, pelo que o gás da reação mostrou uma razão de conversão de 99% em termos de propileno e o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 89%. Consequentemente, a temperatura de entrada para o meio de aquecimento foi abaixada a uma extensão de 2°C para fornecer 338°C.

Exemplo 3 Catalisador

Um catalisador possuindo a composição que se segue (em razão atômica) foi preparado pelo método revelado na JP- A-63-54942 e empregado como o catalisador para a oxidação catalítica em fase gasosa de propileno. Mo : Bi : Co : Fe : Na : B : K : Si : O = 12 : 1 : 0,6 : 7 : 0,1 : 0,2 : 0,1 : 18 : X (onde x que é uma compo-sição de oxigênio é um valor decidido pelo estado oxidado de cada elemento metálico).

Dentro do tubo de reação foi carregado 0,43 L de uma mistura de catalisador a 50% e esferas de alumina a 50% em termos de razão em volume como a primeira camada, 0,43 L de uma mistura de catalisador a 70% e esferas de alumina a 30% em termos de razão em volume como a segunda camada e 0,86 L do catalisador como a terceira camada.

Método de Reação

A reação foi realizada no mesmo reator que o do Exemplo 1, sob a condição de composição de gás de matéria- prima do Exemplo 1, onde a quantidade de fornecimento foi de 10.320 Nm3/hora.

Quando a temperatura de entrada para o meio de aquecimento estava em 323°C, a temperatura máxima de reação da primeira camada catalítica foi maior, mostrando 380°C e a razão de conversão de propileno foi de 97%, enquanto o ren-dimento total do ácido acrílico e de acroleína foi de 92%.

Após isso, o gás de matéria-prima foi aumentado para obter 11,868 Nm3/hora (um aumento de 15%).

A fim de obter a mesma razão de conversão de 97% de propileno, a temperatura da entrada para o meio de aque-cimento foi elevada a uma extensão de 2°C, adicionalmente elevada a uma extensão de 1°C após 1 hora e, após mais 1 ho-ra, elevada a uma extensão de 1°C para fornecer 327°C.

Após duas horas, o gás de reação mostrou uma razão de conversão de 97% de propileno, o rendimento total para a acroleína e ácido acrílico foi de 92% e a temperatura máxima da reação da primeira camada catalítica foi de 395°C pelo que uma operação estável foi capaz de continuar.

Exemplo Comparativo 4

Uma operação foi realizada pelo mesmo método que o do Exemplo 3, exceto que o método para alterar a temperatura da entrada para o meio de aquecimento foi mudado como se segue.

A temperatura de entrada para o meio de aquecimen-to foi elevada a uma extensão de 4°C a partir de 323°C, em uma operação para fornecer 327°C.

Após um período de tempo curto, a temperatura má-xima da reação da primeira camada catalítica elevou para 445°C e, conseqüentemente, uma operação de parada de emer-gência foi conduzida para a proteção do catalisador.

Exemplo Comparativo 5

Uma operação foi realizada pelo mesmo método que o do Exemplo 3, exceto que o método para alterar a temperatura daentrada para o meio de aquecimento foi mudado como se segue.

A temperatura de entrada para o meio de aquecimen-to foi elevada a uma extensão de 2°C a partir de 323°C, ele-vada a uma extensão de 1°C após 5 minutos e, após mais 5 mi-nutos, elevada a uma extensão de 1°C para fornecer 327°C.

Após um período de tempo curto, a temperatura má-xima da reação da primeira camada catalítica elevou para 440°C, pelo que o gás da reação mostrou uma razão de conver-são de 99% em termos de propileno e o rendimento total da acroleína e do ácido acrílico foi de 88%. Conseqüentemente, a temperatura de entrada para o meio de aquecimento foi abaixada a uma extensão de 2°C para fornecer 325°C e aquele estado foi mantido.

Após um período de tempo curto, a temperatura má-xima da reação foi abaixada alcançando 376°C. Uma vez que a razão de conversão de propileno se tornou de 95%, o método para alterar a temperatura de entrada para o meio de aqueci-mento do Exemplo 3 foi conduzido, de modo a elevar para 97%, pelo que o estado estável seria obtido.

Embora a invenção tenha sido descrita em detalhes e com referência às concretizações específicas da mesma, fi-cará claro a um versado na técnica que inúmeras alterações e modificações podem ser feitas sem com isto fugir do espírito e escopo da mesma.

Esse pedido se baseia no Pedido de Patente Japonês (Pedido número 2003-416718) depositado em 15 de dezembro de 2003, o teor total do mesmo sendo incorporado aqui como re- ferência.

Aplicabilidade Industrial

Em um processo para produção de acroleína ou ácido acrílico onde uma reação de oxidação catalítica em fase ga- 5 sosa é realizada para a produção de matéria-prima para acro- leína ou ácido acrílico com oxigênio molecular ou gás contendo oxigênio molecular usando reator multitubular, equipa-do com uma ou mais camadas catalíticas na direção do eixo geométrico do tubo, a alteração na temperatura de entrada do 10 meio de aquecimento para ajuste da temperatura de reação é conduzida por um método especificado conforme mencionado acima, para melhorar a velocidade de produção, pelo que agora é possível conduzir a alteração na condição da temperatura de um modo estável, sem elevação brusca da temperatura e, 15 como resultado, é possível alterar a condição de produção para melhorar a velocidade de produção, sem deterioração do catalisador e uma produção estável e altamente eficiente po- de continuar.

Claims

1.Processo para a produção de ácido acrílico ou acroleína por uma reação de oxidação catalítica em fase gasosa de propileno com oxigênio molecular ou gás que contém oxigênio molecular usando um reator multitubular possuindo tal estrutura, na qual existem múltiplos tubos de reação equipados com uma ou mais camada(s) de catalisador do tipo Mo-Bi em uma direção do eixo geométrico do tubo e um meio de aquecimento para o ajuste da temperatura da reação ser capaz de escoar para fora daqueles tubos de reação, em que o processo é CARACTERIZADO pelo fato de que a troca para elevação da temperatura de reação da referida reação de oxidação catalítica em fase gasosa é conduzida por meio de alteração na temperatura de entrada do meio de aquecimento para o ajuste da temperatura de reação em conjunto com (1) a alteração na temperatura de entrada do meio de aquecimento para o ajuste da temperatura de reação ser conduzida na faixa de 2°C ou menos para cada operação de troca; e (2) uma operação de troca é conduzida com um intervalo de tempo de 10 minutos ou mais a partir da outra operação de troca, a qual é conduzida imediatamente antes da operação de troca, se a referida operação de troca é conduzida sucessivamente em relação à outra operação de troca, em que o meio de aquecimento flui de modo contracorrente em relação ao fluxo de gás de processo.

2.Processo, de acordo com a reivindicação 1, CARACTERIZADO pelo fato de que a diferença entre o valor má-ximo da temperatura máxima de reação da camada de catalisador do tubo de reação e a temperatura de entrada do meio de aquecimento para ajuste da temperatura de reação não é inferior a 20°C.

3.Processo, de acordo com a reivindicação 1 ou 2, CARACTERIZADO pelo fato de que a atividade de cada camada de 5 catalisador do tubo de reação é ajustada por mistura de uma substância inerte.

4.Processo, de acordo com a reivindicação 1 ou 2, CARACTERIZADO pelo fato de que o número das camadas de catalisador do tubo de reação é de 1 a 10.

5. Processo, de acordo com a reivindicação 3, CARACTERIZADO pelo fato de que o número das camadas catalí-ticas do tubo de reação é de 1 a 10.