CN101743056B - 由气相氧化制备氯气的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及通过用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的方法，其中在反应器中在绝热条件下在催化剂床上在至少两个彼此分开的反应区域中使工艺气体混合物进行反应，和其中引导从至少一个反应区域离开的该工艺气体混合物行进通过连接在该具体反应区域下游的热交换器。另外涉及用于通过使用根据本发明的方法用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的反应器系统。该热交换器包括彼此层叠和彼此结合的板。

Description

由气相氧化制备氯气的方法

本发明涉及通过用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的方法，其中在反应器中在绝热条件下在催化剂床(Katalysatorbett)上在至少两个彼此分开的反应区域中使工艺气体混合物进行反应，和其中随后引导从至少一个反应区域离开的工艺气体混合物引进通过连接在该具体反应区域下游的热交换器。另外涉及用于通过使用根据本发明的方法用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的反应器系统。

由Deacon在1868年开发的用氧气在放热平衡反应中催化氧化氯化氢的方法是氯气化学工业的开端：

然而，氯碱电解非常多地排挤了迪肯制氯法的工业应用。几乎所有氯气的制备都是通过氯化钠水溶液的电解进行的。然而，近年来迪肯制氯法的吸引力再次升高，因为全球对氯气的需求比对NaCl电解联产物氢氧化钠水溶液的需求增加得更快。这种发展有利于通过氯化氢氧化制备氯气的方法，其与氢氧化钠水溶液的制备是分开的。此外，前体氯化氢是容易获得的；其作为例如光气化反应中(例如异氰酸酯制备中)的联产物而大量获得。

在迪肯制氯法的过程中反应热的导出和使用是重点。从迪肯反应的开始到完成可能为600～900℃的不受控制的温度升高首先会导致对催化剂的永久性损害，其次高温会造成反应平衡往不利于反应物方向移动，带来产率的相应恶化。因此合意的是，在所述方法过程中将催化剂堆料(Katalysatorschüttung)的温度保持在150～600℃的范围内。

最先用于迪肯制氯法的催化剂，例如具有CuCl₂活性组分的负载催化剂，仅具有低活性。尽管可以通过提高反应温度提高活性，但不利的是在较高温度下活性组分的挥发性导致催化剂的快速失活。关于催化剂组分挥发性的类似问题也发生在使用活性钌氯化物/氧化物的情况下。另外，氯化氢氧化为氯气是平衡反应。随着温度的升高，该平衡位置向不利于所需的最终产物方向偏移。

在已经确立的方法中，因此将该催化剂以流化的热稳定床的形式使用。依照EP 0 251 731 A2，通过外壁控制催化剂床的温度；依照DE 10 2004 006 610 A1，使用设置在该床内的热载体控制流化床的温度。从该方法中的有效热导出被由不均匀的滞留时间分布和催化剂磨损导致的问题所遏制，两者都导致转化率的损失。

公开说明书WO 2004/037718和WO 2004/014845除了优选的等温方法外还以一般形式提到了绝热催化氯化氢氧化的可能性。然而，没有描述绝热氯化氢氧化的特别实施方式。因此在整个方法的完全绝热操作模式下如何能够导出该放热反应的反应热以及如何能够避免对催化剂的损害都仍是完全不清楚的。然而事实上，依照这些文件，氯化氢氧化都是作为在管束反应器中的固定床方法等温进行的，其需要以复杂方式控制的冷却系统。原则上，所述的所有管束反应器也是非常复杂的，而且造成高的投资费用。随结构尺寸快速产生的关于催化剂堆料的机械稳定性和均匀恒温的问题使这种大型机组是不经济的。

WO 2001/54806中公开了作为化学反应器组件的具有通道的板式换热器。然而，该申请不涉及迪肯制氯法。

因此仍存在对通过用氧气对氯化氢绝热催化气相氧化制备氯气的方法的需求，其中能够更好地控制该反应混合物以及催化剂的温度。更特别地，应当可以限制最高温度以避免对催化剂的损害，而且最低温度也不应当过低，以保持充分高的时空产率。

本发明的目的是提供这种方法。更特别地，本发明的目的是提供用于通过用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的方法，其中在反应器中在绝热条件下在催化剂床上在至少两个彼此分开的反应区域中使工艺气体混合物进行反应，和其中引导从至少一个反应区域离开的该工艺气体混合物行进通过连接在该具体反应区域下游的热交换器。

根据本发明借助于包括彼此层叠并彼此结合的板的热交换器实现了该目的，其中单独的板具有依照预设图案的至少两个彼此分开的流体流动通道，该具有流体流动通道的板如此设置，使得该工艺气体混合物以第一流程方向和在该热交换器中所用的热交换介质以第二流程方向流经该热交换器。

在本发明的上下文中，反应器理解为表示氯化氢和氧气反应物引入其中并与彼此反应且将反应产物排出的总体装置。氯化氢反应物可以源于，例如胺与光气合成异氰酸酯的反应。该反应器包括在其中进行所需反应的反应区域，所述反应区域是在空间上彼此分开的区域。作为腐蚀性反应气体的结果，该反应器通常由不锈钢(例如1.4571或1.4828)、或镍2.4068或镍基合金(例如2.4610、2.4856或2.4617)、因科镍合金(Inconel)或哈司特镍合金(Hastelloy)构成。

在该反应区域内存在催化剂床。催化剂床在此处理解为表示本身已知的所有表现形式中的催化剂设置，例如固定床、移动床或流化床。优选固定床设置。其包括实际意义的催化剂堆料，即任何形状和适合填料形式的松散的、负载的或非负载的催化剂。

此处所用的术语“催化剂堆料”还包括适合的填料在载体材料或结构化催化剂载体上的连续区域。所述催化剂载体的实例包括具有较高几何表面积且待涂覆的陶瓷蜂窝体、或在其上例如固定有催化剂颗粒的金属丝网的波纹板。

热交换器经构造，使得其能够描述为彼此层叠且彼此结合的板的序列。该板可以彼此形状配合或材料配合地结合。材料配合的结合的实例是焊接或扩散焊接。

流体流动通道被嵌入该板中，通过该通道，流体能够从板的一侧流到另一侧，例如到相对侧。该通道可以是线状的，即构成尽可能短的路径。然而，通过其依照波状的、蜿蜒的或曲折的图案设计，其也可以形成较长的路径。该通道的横截面形状例如可以是半圆形、椭圆形、正方形、矩形、梯形或三角形。每个板上存在至少两个彼此分开的流体流动通道的事实表示这些通道行经该板且其中流动的流体不能在通道之间交换。

能够用所述板或所述板叠层之一的其中存在该流体流动通道的起始点的平面和其中限定了流体流动通道的终点的平面纸件的矢量限定该流程方向。因此其表示流体通过该热交换器的总体流动方向。因此，第一流程方向表示其中该工艺气体混合物流过该热交换器或进而流经该反应区域的方向。第二流程方向表示热交换器介质的路径。其例如可以相对于工艺气体混合物并流、逆流或错流流动。

总之，该热交换器如此有效工作，使得进入下一个反应区域的催化剂床中的该工艺气体混合物的温度，甚至在反应开始时，也不会导致催化剂局部过热的发生。

借助于根据本发明的方法，能够达到以每年生产的氯气吨数计的流速(Flussrate)为≥100到≤400000，≥1000到≤300000或≥10000到≤200000。

借助于根据本发明的方法，可以达到≥10％到≤99％、≥50％到≤95％或≥80％到≤90％的HCl转化率。

根据本发明的方法实现了对迪肯制氯法的有效温度控制，使得能够防止特别是在该催化剂床的入口区域内形成具有升高温度的不受控制的区域(所谓热点)。因此，能使以年计的催化剂的寿命可以为≥1到≤10，≥2到≤6或≥3到≤4。

在本发明的一种实施方式中，该催化剂床构造为结构化填料。在本发明的另一种实施方式中，该催化剂作为整装(monolithisch Katalysator)催化剂存在于该催化剂床上。结构化催化剂(例如整装、结构化填料)以及涂覆催化剂的使用在原理上具有降低压降的优点。除对于整个方法的优点之外，在提供较低的特定压降的情况下，能够在具有较长的反应阶段和热交换阶段的较低流动横截面实现引入到反应器的构造中的催化剂和热交换器区域的体积。使用结构化催化剂的其它优点是在该较薄的催化剂层中需要较短的反应物扩散路径，其能够和催化剂选择性的升高相结合。

流体流动通道可以引入到该结构化催化剂床，该流体流动通道的水力直径为≥0.1mm到≤10mm，优选≥0.3mm到≤5mm，更优选≥0.5mm到≤2mm。当该水力直径降低时，该催化剂的比表面积增大。当该直径过小时，发生过大的压降。此外，如果用催化剂悬浮液进行浸渍，也可能堵塞通道。

在本发明的另一实施方式中，热交换器内的流体流动通道的水力直径是≥10μm到≤10mm，优选≥100μm到≤5mm，更优选≥1mm到≤2mm。在这些直径时，尤其确保了有效热交换。

在本发明的另一实施方式中，该方法包括≥6到≤50个，优选≥10到≤40个，更优选≥20到≤30个反应区域。在这种数量的反应区域的情况下，所用的材料能够就HCl气体的转化率而优化。较少数量的反应区域将会导致不利的温度过程。入口温度必须选择到较低的水平，由此该催化剂具有较低活性。而且，然后该反应的平均温度也会降低。较高的数量由于转化率的较低增加而辜负成本和材料投入。特别地，高腐蚀性气体HCl、O₂和Cl₂的操作需要耐久的和因此昂贵的反应器材料。

在本发明的另一实施方式中，将氯化氢和氧气同时进料到该反应器中。这可以表示在没有催化剂床的预设腔内混合或同时将该气体引入第一反应区域中。这具有能够使用全部原料气流来吸收和取出所有催化剂床中的反应热的优点。另外，可以将该气体通入连接在上游的热交换器中，以将其加热。根据本发明的方法也可以使反应器装置简单化。省去另外的管路能够得到更好的温度控制。通常地，也可以使用前一反应阶段的废热在下一个反应区域之前加热该工艺气体混合物。

在本发明的另一实施方式中，至少一个反应区域的长度为≥0.01m到≤5m，优选≥0.03m到≤1m，更优选≥0.05m≤0.5m。此处的长度理解为表示该反应区域在工艺气体混合物的流动方向上的长度。该反应区域可以全部都具有相同的长度或具有不同的长度。例如，在前的反应区域可以较短，因为可以得到足够的反应物和应当避免反应区域的过热。后面的反应区域然后可以较长，以提高该方法的整体转化率，在这种情况下存在较少的反应区域过热的风险。给出的长度本身已经证实是有利的，因为在更短的长度下该反应不能以所需的转化率进行，以及在更大的长度下，与该工艺气体混合物有关的流动阻力升高过大。而且，在更大长度的情况下，催化剂的更换也更难于进行。

在本发明的另一实施方式中，该催化剂包括载体和催化活性的成分/组分。

作为该催化活性成分/组分，该反应区域内的催化剂相互独立地包括选自包括以下的组的物质：铜、钾、钠、铬、铈、金、铋、铁、钌、锇、铀、钴、铑、铱、镍、钯和/或铂，及前述元素的氧化物、氯化物和/或氧氯化物。其中特别优选的组合物包括：氯化铜(I)、氯化铜(II)、氧化铜(I)、氧化铜(II)、氯化钾、氯化钠、氧化铬(III)、氧化铬(IV)、氧化铬(VI)、氧化铋、氧化钌、氯化钌、氧氯化钌、氧化铑、氧化铀、氯化铀和/或氧氯化铀。

非常特别优选具有包括氧化铀的催化活性组分的催化剂，例如UO₃、UO₂、UO，或由这些物质的混合物得到的非化学计量相，例如U₃O₅、U₂O₅、U₃O₇、U₃O₈、U₄O₉。

可以将该催化剂施加到载体上。载体部分可以包括：氧化钛、氧化锡、氧化铝、氧化锆、氧化钒、氧化铬、氧化铀、氧化硅、硅藻土、碳纳米管、二氧化铈或上述物质的混合物或化合物，特别是混合氧化物，例如硅铝氧化物。其它特别优选的载体材料是氧化锡、碳纳米管、氧化铀，例如UO₃、UO₂、UO，或由这些物质的混合物得到的非化学计量相，例如U₃O₅、U₂O₅、U₃O₇、U₃O₈、U₄O₉。

该负载钌催化剂可以通过例如用RuCl₃水溶液和任选的用于掺杂的促进剂浸渍该负载材料而得到。该催化剂可以在该载体材料的浸渍之后或优选之前成型。

为了掺杂该催化剂，适合的促进剂是碱金属，例如锂、钠、铷、铯和特别是钾；碱土金属，例如钙、锶、钡和特别是镁；稀土金属，例如钪、钇、镨、钕和特别是镧和铈；以及另外的钴和锰，和前述促进剂的混合物。

然后能够在≥100℃到≤400℃的温度下在氮气、氩气或空气气氛下将该成型体干燥并任选地煅烧。优选地，首先将该成型体在≥100℃到≤150℃干燥，然后在≥200℃到≤400℃煅烧。

在本发明的另一实施方式中，该催化剂的粒度彼此独立地为≥1mm到≤10mm，优选≥1.5mm到≤8mm，更优选≥2mm到≤5mm。在近似球形催化剂颗粒的情况下，该粒度可以相当于直径；或者在近似圆柱形催化剂颗粒的情况下，其可以相当于长度方向的尺寸。所述的该粒度范围已经发现是有利的，因为在更小粒度的情况下会发生高压降，在更大颗粒的情况下与颗粒体积相关的可用颗粒表面积会降低，并因此降低可达到的时空产率。

在本发明的另一实施方式中，该催化剂在不同反应区域内具有不同的活性，其中沿工艺气体的流动方向来看，反应区域内的催化剂活性优选逐渐升高。当在前反应阶段中的反应物浓度较高时，作为其反应的结果，工艺气体混合物的温度也将显著升高。为了在该在先反应区域内不经历不合意的温度升高，因此可以选择具有较低活性的催化剂。另一种作用是能够使用廉价的催化剂。为了于在后反应区域内实现仍保留的反应物的尽可能高的转化率，在那儿能够使用更具有活性的催化剂。总之，因此通过在各个反应区域内不同的催化剂活性能够保持反应温度在更窄的且因此更有利的温度范围内。

催化剂活性改变的一种实例是在第一反应区域内的活性为最大活性的30％，每个反应区域以5％、10％、15％或20％的幅度增加，直至最后反应区域内活性为100％。

能够借助于例如与具有相同载体基础材料、相同促进剂和相同催化活性化合物但不同的催化活性化合物的数量百分比确立该催化剂的活性。此外，在宏观稀释的意义上，也可以混入无活性的颗粒。

在本发明的另一实施方式中，进行固定床催化剂的连续更换。

在本发明的另一实施方式中，在第一反应区域上游的工艺气体的入口绝对压力为≥1巴到≤60巴，优选≥2巴到≤20巴，更优选≥3巴到≤8巴。入口绝对压力确定反应物的量以及工艺气体混合物的反应动力学。已经发现所述范围是有利的，因为更低的压力带来该反应物的低的在经济上没有吸引力的转化率，在更高的压力下，所需的压缩器功率变高，这伴随着成本缺点。

在本发明的另一实施方式中，反应区域上游的工艺气体的入口温度为≥250℃到≤630℃，优选≥310℃到≤480℃，更优选≥330℃到≤400℃。该入口温度对于所有区域可以相同或各自不同。这是影响工艺气体混合物的温度升高速度和程度的因素。选择的入口温度允许在反应区域内尽可能高的转化率，而该区域内的温度不升高到不合意的值。

在本发明的另一实施方式中，反应区域内的最大温度为≥340℃到≤650℃，优选≥350℃到≤500℃，更优选≥365℃到≤420℃。反应区域内的最大温度对于所有区域可以相同或各自不同。能够通过工艺参数(例如工艺气体混合物的压力或组成、催化剂的活性和反应区域的长度)对其调节。最大温度确定反应转化率和催化剂排出或失活程度。选择的温度允许在反应区域内尽可能高的转化率，而该催化剂没有显著排出或失活。

总之，优选能够通过至少一种以下措施控制催化剂床内的温度：

-定制催化剂床的尺寸，

-控制催化剂床之间的热导出，

-在催化剂床之间添加原料气体，

-反应物的摩尔比，

-反应物的浓度，

-在催化剂床的上游和/或之间添加惰性气体，特别是氮气、二氧化碳。

原则上，该催化剂或负载催化剂可以具有任何所需的形状，例如球状、杆状、拉西环或颗粒或片状。

在本发明的另一实施方式中，该串联的反应区域在不同的平均温度下操作。这能够通过例如控制连接在催化剂床之间的热交换器而实现。这意味着在催化剂床的顺序内，能够允许温度从一个到另一个催化剂床升高或降低。因此，使平均温度先从一个到另一个催化剂床升高以增加催化剂活性并然后使平均温度在下游的随后催化剂床中再次降低以移动平衡，这是特别有利的。另一方面，在升高的平均温度下操作该串联的反应区域可以是有利的。由此，可以在开始时以离所需温度上限的较大安全距离进行反应物的转化。在之后的反应进程中，当存在较少量的反应物时，步通过提高平均温度来进一步驱动转化率。

在本发明的另一实施方式中，工艺气体在反应器中的滞留时间总共为≥0.5s到≤60s，优选≥1s到≤30s，更优选≥2s到≤10s。更短的滞留时间和相关的低时空产率在经济上是没有吸引力的。在更高滞留时间的情况下，时空产率没有发生显著的另外升高，以使得这种方法过程在经济上也是没有吸引力的。而且，在较高滞留时间的情况下，出口温度升高到最大合意温度之上。

在本发明的另一实施方式中，将未转化的反应物气体引回到反应物的起点。因此，这是循环方法。未转化的反应物气体特别是氯化氢和氧气。

在本发明的另一实施方式中，流过热交换器的热交换介质选自包括以下的组：液体、沸腾液体、气体、有机热载体、盐熔体和/或离子液体，优选选择水，部分蒸发的水和/或水蒸气。部分蒸发水理解为在热交换器的各个流体流动通道中蒸气相邻存在的液态水和水蒸气。这产生了以下优点：在热交换介质位置上的高传热效率，作为该热交换介质的蒸发焓的结果的高比热吸收率，和在热交换介质通道上恒定的温度。尤其在热交换介质相对于反应物错流流动的情况下，恒定的蒸发温度是有利的，因为其能够在所有反应通道上均匀导出热。能够通过调节压力水平和因此调节用于该热交换介质蒸发的温度来调节反应物的温度。

在本发明的另一实施方式中，热交换介质和产物流之间的平均对数温差为≥5K到≤300K，优选≥10K到≤250K，更优选≥50K到≤150K。在更低的对数温差的情况下，所需的热交换面积变得过大，这意味着在成本上是不利的。在更高的对数温差的情况下，该冷却剂必须非常冷。例如，低能蒸气在装置的经济整体平衡中也是价值较低的。

在本发明的另一实施方式中，该工艺的进行使得以kg Cl₂/kg催化剂表示的时空产率为≥0.1到≤10，优选≥0.3到≤3，更优选≥0.5到≤2。

在本发明的另一实施方式中，使用热交换器中导出的反应热来产生蒸气。这使整个方法在经济上更可行，也例如能使该方法在复合装置和复合位置中有利操作。

在本发明的另一实施方式中，在进入该第一反应区域之前的氧气与氯化氢的摩尔比为≥0.25到≤10，优选≥0.5到≤5，更优选≥0.5到≤2。每当量氯化氢的氧当量比的升高首先能够加速反应，并因此提高时空产率(每单位反应器体积生产的氯气量)，其次反应物的平衡在产物方向上正向移动。

在本发明的另一实施方式中，该工艺气体包括惰性气体，优选氮气和/或二氧化碳。此外，该惰性气体占(aufweisen)≥15mol％到≤30mol％的工艺气体份额，优选≥18mol％到≤28mol％，更优选≥20mol％到≤25mol％。使用惰性气体，可能有利地影响反应温度和反应动力学。给出的百分比已经发现是有利的，因为在过小的惰性气流的情况下需要更多的反应阶段，在过大的惰性气流的情况下，特别是该方法是循环进行时，操作成本升高过高。

本发明进一步提供了用于通过使用本发明的方法用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的反应器系统。更特别地，本发明涉及反应器系统，其中该热交换器包括彼此层叠并彼此结合的板，各个板具有依照预设图案的至少两个单独的流体流动通道，和该具有流体流动通道的板经设置，以使该工艺气体混合物以第一流程方向和在该热交换器中所用的热交换介质以第二流程方向流经该热交换器。此外，当该反应器系统包括≥6到≤50个，优选≥10到≤40个，更优选≥20到≤30个反应区域时，这是有利的。

以下参照实施例1和2进一步描述本发明。这些实施例涉及当其通过根据本发明的方法在反应区域中反应以及在下游的热交换器中再次冷却时工艺气体混合物的温度曲线。该实施例进一步涉及所达到的HCl转化率。

实施例1：

在该实施例中，工艺气体混合物通过总共24个催化剂阶段，即通过24个反应区域。各催化剂阶段的下游都设置有热交换器，在其进入下一个催化剂阶段之前对该工艺气体混合物进行冷却。开始所用的工艺气体是HCl(38.5mol％)、O₂(38.5mol％)和惰性气体(Ar、Cl₂、N₂、CO₂；总共23mol％)的混合物。工艺气体混合物的入口压力为5巴。催化剂阶段(即反应区域)的长度是均匀的，在所有情况下都是7.5cm。调节催化剂的活性使其在所有催化剂阶段中都相同。进行该方法以达到1.2kgHCl/kg催化剂/h的装载量。在各个催化剂阶段上游没有进一步计量添加工艺气体组分。该装置中的滞留时间总共2.3秒。

结果示于图1中。在x轴显示了各个催化剂阶段，使得可以观察到在该方法中的空间发展过程。在左手边的y轴上，给出了该工艺气体混合物的温度。在各个催化剂阶段上的温度曲线显示为实线。在右手边的y轴上，给出了HCl的总转化率。在各个催化剂阶段上的转化率曲线显示为虚线。

能够看出在第一催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度约为340℃。作为在绝热条件下得到氯气的放热反应的结果，在用下游热交换器再次冷却该工艺气体混合物之前，温度升高到约370℃。后一个催化剂阶段上游的入口温度约为344℃。作为放热绝热反应的结果，其再次升高到约370℃。进一步继续加热和冷却的顺序。在各个催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度随着阶段数的升高而升高。这是可能的，因为能够反应的反应物量在反应过程中在后的阶段中较少，因此由于放热反应而离开该方法的最佳温度范围的风险降低。因此，能够将该工艺气体混合物的温度保持接近于特定组合物的最佳温度。

在第24阶段之后的HCl转化率总共为88.1％。

实施例2：

在该实施例中，工艺气体混合物通过总共18个催化剂阶段，即通过18个反应区域。各催化剂阶段的下游都设置有热交换器，在其进入下一个催化剂阶段之前对该工艺气体混合物进行冷却。开始所用的工艺气体是HCl(38.5mol％)、O₂(38.5mol％)和惰性气体(Ar、Cl₂、N₂、CO₂；总共23mol％)的混合物。工艺气体混合物的入口压力为5巴。催化剂阶段(即反应区域)的长度是均匀的，在所有情况下都是15cm。调节催化剂的活性使其随催化剂阶段的序数而升高。相应的催化剂活性如下：

阶段1和2    30％

阶段3和4    40％

阶段5和6    50％

阶段7和8    60％

阶段9和10   70％

阶段11和12  80％

阶段13和14  90％

阶段15和16  100％

阶段17和18  100％。

进行该方法以达到1.12kg HCl/kg催化剂/h的装载量。在各个催化剂阶段上游没有进一步计量添加工艺气体组分。该装置中的滞留时间总共为3.5秒。

结果示于图2中。在x轴显示了各个催化剂阶段，使得可以观察到在该方法中的空间发展过程。在左手边的y轴上，给出了该工艺气体混合物的温度。在各个催化剂阶段上的温度曲线显示为实线。在右手边的y轴上，给出了HCl的总转化率。在各个催化剂阶段上的转化率曲线显示为虚线。

能够看出，在第一催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度约为350℃。作为在绝热条件下得到氯气的放热反应的结果，在用下游热交换器再次冷却该工艺气体混合物之前，温度升高到约370℃。后一个催化剂阶段上游的入口温度再次约为350℃。作为放热绝热反应的结果，其再次升高到约370℃。进一步继续加热和冷却的顺序。在各个催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度随着阶段数的升高而比实施例1的情况中更缓慢地升高。总之，甚至降低了工艺气体温度的波动宽度。于在先阶段中催化剂的有意的较低活性能使该工艺气体混合物以更高的入口温度引入，而不必冒不合意的过热风险。因此，能够将该工艺气体混合物的温度保持接近于各个组成的最佳温度。

在第18阶段之后的HCl转化率总共为88.1％。

Claims (53)

1.通过用氧气对氯化氢的催化气相氧化制备氯气的方法，

其中在反应器中在绝热条件下在催化剂床上在≥6到≤50个彼此分开的反应区域中使工艺气体混合物进行反应，和

其中随后引导从至少一个反应区域离开的工艺气体混合物行进通过连接在该具体反应区域下游的热交换器，其特征在于：

该热交换器包括彼此层叠并彼此结合的板，

其中各个板具有依照预设图案的至少两个彼此分开的流体流动通道，和

该具有流体流动通道的板经设置，以使该工艺气体混合物以第一流程方向和在该热交换器中所用的热交换介质以第二流程方向流经该热交换器。

2.权利要求1的方法，其中该催化剂床构造为结构化填料。

3.权利要求1的方法，其中该催化剂以整装催化剂的形式存在于该催化剂床中。

4.权利要求1的方法，其中在该热交换器中的流体流动通道的水力直径为≥10μm到≤10mm。

5.权利要求4的方法，其中在该热交换器中的流体流动通道的水力直径为≥100μm到≤5mm。

6.权利要求5的方法，其中在该热交换器中的流体流动通道的水力直径为≥1mm到≤2mm。

7.权利要求1的方法，包括≥10到≤40个反应区域。

8.权利要求7的方法，包括≥20到≤30个反应区域。

9.权利要求1的方法，其中将氯化氢和氧气同时进料到该反应器中。

10.权利要求1的方法，其中至少一个反应区域的长度为≥0.01m到≤5m。

11.权利要求10的方法，其中至少一个反应区域的长度为≥0.03m到≤1m。

12.权利要求11的方法，其中至少一个反应区域的长度为≥0.05m到≤0.5m。

13.权利要求1的方法，其中该催化剂包括至少一种载体和催化活性成分/组分。

14.权利要求13的方法，其中该催化剂包括作为在该反应区域中的催化活性成分/组分的相互独立地选自包括以下的组的物质：铜、钾、钠、铬、铈、金、铋、铁、钌、锇、铀、钴、铑、铱、镍、钯和/或铂，及前述元素的氧化物、氯化物和/或氧氯化物。

15.权利要求13或14的方法，其中该载体包括氧化钛、氧化锡、氧化铝、氧化锆、氧化钒、氧化铬、氧化铀、氧化硅、硅藻土、碳纳米管、二氧化铈或上述物质的混合物或化合物。

16.权利要求15的方法，其中该混合物是混合氧化物。

17.权利要求1的方法，其中该催化剂的粒度彼此独立地为≥1mm到≤10mm。

18.权利要求17的方法，其中该催化剂的粒度彼此独立地为≥1.5mm到≤8mm。

19.权利要求18的方法，其中该催化剂的粒度彼此独立地为≥2mm到≤5mm。

20.权利要求1的方法，其中在不同反应区域中催化剂具有不同的活性。

21.权利要求20的方法，其中反应区域中催化剂的活性沿该工艺气体混合物的流动方向升高。

22.权利要求1的方法，其中所述催化剂是固定床催化剂，并进行固定床催化剂的连续更换。

23.权利要求1的方法，其中该第一反应区域上游的工艺气体的入口绝对压力为≥1巴到≤60巴。

24.权利要求23的方法，其中该第一反应区域上游的工艺气体的入口绝对压力为≥2巴到≤20巴。

25.权利要求24的方法，其中该第一反应区域上游的工艺气体的入口绝对压力为≥3巴到≤8巴。

26.权利要求1的方法，其中反应区域上游的工艺气体混合物的入口温度为≥250℃到≤630℃。

27.权利要求26的方法，其中反应区域上游的工艺气体混合物的入口温度为≥310℃到≤480℃。

28.权利要求27的方法，其中反应区域上游的工艺气体混合物的入口温度为≥330℃到≤400℃。

29.权利要求1的方法，其中反应区域内的最高温度为≥340℃到≤650℃。

30.权利要求29的方法，其中反应区域内的最高温度为≥350℃到≤500℃。

31.权利要求30的方法，其中反应区域内的最高温度为≥365℃到≤420℃。

32.权利要求1的方法，其中该反应区域是串联的并以不同的平均温度操作。

33.权利要求1的方法，其中该工艺气体混合物在该反应器中的滞留时间总共为≥0.5s到≤60s。

34.权利要求33的方法，其中该工艺气体混合物在该反应器中的滞留时间总共为≥1s到≤30s。

35.权利要求34的方法，其中该工艺气体混合物在该反应器中的滞留时间总共为≥2s到≤10s。

36.权利要求1的方法，其中将未转化的反应物气体再引回到该反应器的开始处。

37.权利要求1的方法，其中流过热交换器的该热交换介质选自包括以下的组：液体、气体、有机热载体、盐熔体和/或离子液体。

38.权利要求37的方法，其中该液体是沸腾液体。

39.权利要求37的方法，其中流过热交换器的该热交换介质选自水，部分蒸发的水和/或水蒸气。

40.权利要求1的方法，其中热交换介质和产物流的平均对数温差为≥5K到≤300K。

41.权利要求40的方法，其中热交换介质和产物流的平均对数温差为≥10K到≤250K。

42.权利要求41的方法，其中热交换介质和产物流的平均对数温差为≥50K到≤150K。

43.权利要求1的方法，其中该方法如此实施：使得以kg Cl₂/kg催化剂表示的时空产率为≥0.1到≤10。

44.权利要求43的方法，其中该方法如此实施：使得以kg Cl₂/kg催化剂表示的时空产率为≥0.3到≤3。

45.权利要求44的方法，其中该方法如此实施：使得以kg Cl₂/kg催化剂表示的时空产率为≥0.5到≤2。

46.权利要求1的方法，其中将在该热交换器中导出的反应热用于产生蒸气。

47.权利要求1的方法，其中在进入该第一反应区域之前的氧气与氯化氢的摩尔比为≥0.25到≤10。

48.权利要求47的方法，其中在进入该第一反应区域之前的氧气与氯化氢的摩尔比为≥0.5到≤5。

49.权利要求48的方法，其中在进入该第一反应区域之前的氧气与氯化氢的摩尔比为≥0.5到≤2。

50.权利要求1的方法，其中该工艺气体混合物包括惰性气体，该惰性气体占≥15mol％到≤30mol％的工艺气体混合物份额。

51.权利要求50的方法，其中该工艺气体混合物包括惰性气体，该惰性气体占≥18mol％到≤28mol％的工艺气体混合物份额。

52.权利要求51的方法，其中该工艺气体混合物包括惰性气体，该惰性气体占≥20mol％到≤25mol％的工艺气体混合物份额。

53.权利要求50-52任一项的方法，其中所述惰性气体是氮气和/或二氧化碳。

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