DE10117248A1 - Verfahren zum Erzeugen von Propylen aus Methanol - Google Patents
Verfahren zum Erzeugen von Propylen aus MethanolInfo
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Abstract
Methanoldampf wird an einem ersten Katalysator zu einem Dimethylether (DME) enthaltenden ersten Dampfgemisch umgesetzt und aus dem ersten Dampfgemisch erzeugt man an einem formselektiven Zeolith-Katalysator ein Propylen enthaltendes Produktgemisch. Der formselektive Zeolith-Katalysator ist als Schüttung in mindestens zwei in Serie geschalteten Schachtreaktoren angeordnet. Ein erster Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches wird zusammen mit Wasserdampf in den ersten Schachtreaktoren geführt, aus dem ersten Schachtreaktor zieht man ein erstes Zwischenproduktgemisch ab und gibt es dem zweiten Schachtreaktor auf, wobei man dem zweiten Schachtreaktor auch einen zweiten Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zuführt. Aus dem letzten der in Serie geschalteten Schachtreaktoren wird ein Produktgemisch abgezogen und eine propylenreiche Fraktion abgetrennt, wobei man Reststoffe erhält, die teilweise gasförmig sind. Mindestens ein Teil der Reststoffe wird in mindestens einen der Schachtreaktoren zurückgeführt.
Description
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum Erzeugen von Propylen aus Methanol, wobei man
Methanoldampf an einem ersten Katalysator zu einem Dimethylether (DME) enthaltenden
ersten Dampfgemisch umsetzt und aus dem ersten Dampfgemisch an einem formselektiven
Zeolith-Katalysator ein Propylen enthaltendes Produktgemisch erzeugt, welches gekühlt
wird.
Verfahren dieser Art sind bekannt und zum Beispiel in EP 0 448 000 B1 und DE 197 23 363 A1
beschrieben. Der formselektive Zeolith-Katalysator ist hierbei in einem Röhrenreaktor
angeordnet und wird indirekt gekühlt, um entstehende Wärme abzuführen.
Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, einen möglichst hohen Anteil Propylen im
Produktgemisch zu erreichen. Gleichzeitig soll auf den aufwendigen Röhrenreaktor
verzichtet werden können, um das Verfahren möglichst kostengünstig zu gestalten.
Die Aufgabe wird erfindungsgemäß beim eingangs genannten Verfahren dadurch gelöst, dass
der formselektive Zeolith-Katalysator als Schüttung in mindestens zwei in Serie geschalteten
Schachtreaktoren angeordnet ist, dass man einen ersten Teilstrom des DME enthaltenden
ersten Dampfgemisches zusammen mit Wasserdampf in den ersten Schachtreaktor führt, aus
dem ersten Schachtreaktor ein erstes Zwischenproduktgemisch abzieht und es dem zweiten
Schachtreaktor aufgibt, wobei man dem zweiten Schachtreaktor auch einen zweiten
Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zuführt, dass man aus dem letzten
der in Serie geschalteten Schachtreaktoren Produktgemisch abzieht, kühlt, eine propanreiche
Fraktion abtrennt und Reststoffe erhält, die teilweise gasförmig sind und C3+-
Kohlenwasserstoffe enthalten, und dass man mindestens einen Teil der Reststoffe in
mindestens einen der Schachtreaktoren zurückführt. Üblicherweise wird der formselektive
Zeolith-Katalysator in höchstens vier oder fünf in Serie geschalteten Schachtreaktoren als
Schüttung angeordnet sein. Die Abtrennung der propanreichen Fraktion kann in an sich
bekannter Weise z. B. destillativ oder adsorptiv erfolgen.
Der erste Katalysator, an welchem das Methanol zunächst teilweise umgewandelt wird, ist
üblicherweise ebenfalls als Schüttung in einem Schachtreaktor enthalten, hierbei kann es sich
in an sich bekannter Weise um einen Al2O3-Katalysator handeln. Einzelheiten zum ersten
Katalysator sind aus EP 0 448 000 B1 und DE 197 23 363 A1 bekannt. In diesen
Veröffentlichungen wird auch der formselektive Zeolith-Katalysator beschrieben, der im
erfindungsgemäßen Verfahren verwendet werden kann. Es handelt sich hierbei um einen
Protonen enthaltenden Katalysator vom Pentasil-Typ mit einem Alkaligehalt von weniger als
380 ppm und vorzugsweise weniger als 200 ppm. Dieser Katalysator weist einen ZnO-
Gehalt von weniger als 0,1 Gew.-%, einen CdO-Gehalt von weniger als 0,1 Gew.-%, eine
BET-Oberfläche von 300 bis 600 m2/g und ein Porenvolumen (nach der
Quecksilberporosimetrie bestimmt) von 0,3 bis 0,8 m3/g auf. Üblicherweise liegt der Druck
im Bereich dieses Katalysators bei höchstens 0,9 bar und vorzugsweise im Bereich von 0,2
bis 0,7 bar.
Dem ersten Schachtreaktor, der den Zeolith-Katalysator enthält, gibt man ein Gemisch auf,
welches üblicherweise zu 10 bis 40 Vol. % (trocken gerechnet) aus DME besteht.
Gleichzeitig sorgt man für einen ausreichenden Wasserdampf-Gehalt in dem Gemisch, wobei
der H2O-Anteil im Gemisch im Bereich von 40 bis 80 Vol.-% liegt. Für nachfolgende
Schachtreaktoren gelten bezüglich des H2O-Gehalts im in den jeweiligen Reaktor
eintretenden Gemisch dieselben Bedingungen. Üblicherweise führt man jedem
Schachtreaktor mindestens 10% des vom ersten Katalysator kommenden ersten
Dampfgemisches zu.
Die Temperaturen am Eingang der Schachtreaktoren, in denen der Zeolith-Katalysator
enthalten ist, liegen im Bereich von 350 bis 500°C und zumeist 380 bis 480°C. Es ist
zweckmäßig, die Schachtreaktoren ohne Einrichtungen zur indirekten Kühlung zu betreiben.
Dies vereinfacht die Herstellung und den Betrieb dieser Schachtrektoren beträchtlich. Man
sorgt dafür, dass die Temperatur am Ausgang eines oder mehrerer der Schachtreaktoren um
50 bis 100°C höher ist als am Eingang des jeweiligen Schachtreaktors.
Eine vorteilhafte Weiterbildung des Verfahrens besteht darin, dass man das aus dem letzten
Schachtreaktor abgezogene, Wasserdampf enthaltende Produktgemisch auf Temperaturen im
Bereich von 100 bis 250°C kühlt, auf einen Druck im Bereich von 3 bis 15 bar verdichtet und
ein verdichtetes Produktgemisch erzeugt, dessen H2O-Gehalt zu höchstens 30 Gew.-%
verflüssigt ist. Man führt das verdichtete Produktgemisch durch mindestens einen indirekten
Wärmeaustauscher und kühlt es darin gegen eine Wasserphase ab. Aus dem
Wärmeaustauscher zieht man ein Kondensat enthaltendes, gekühltes Produktgemisch ab,
dessen H2O-Gehalt zu mindestens 80 Gew.-% verflüssigt ist und dessen Temperatur um 20
bis 150°C niedriger als am Eintritt in den Wärmeaustauscher ist. Auf diese Weise wird
Kondensationswärme auf die Wasserphase übertragen. Aus dem gekühlten kondensathaltigen
Produktgemisch wird eine Wasserphase abgetrennt und diese Wasserphase wird zurück in
den indirekten Wärmeaustauscher geleitet, wo die Wasserphase ganz oder weitgehend
verdampft. Der erzeugte Wasserdampf wird mindestens teilweise in den ersten
Schachtreaktor geleitet.
Ausgestaltungsmöglichkeiten des Verfahrens werden mit Hilfe der Zeichnungen erläutert.
Fig. 1 zeigt das Fließschema einer ersten Verfahrensvariante und
Fig. 2 zeigt das Fließschema einer zweiten Verfahrensvariante.
Gemäß Fig. 1 wird der umzusetzende Methanoldampf, der Temperaturen üblicherweise im
Bereich von 200 bis 350°C aufweist, in der Leitung (1) herangeführt und durch die
Schüttung des ersten Katalysators (2) geleitet. Am ersten Katalysator, der zum Beispiel aus
körnigem Al2O3 besteht, findet eine erste exotherme Umwandlung statt und man erhält in der
Leitung (3) ein erstes Dampfgemisch, welches üblicherweise mindestens 50 Vol.% DME
und daneben noch Methanol und Wasserdampf enthält. Die Temperatur der Leitung (3) liegt
im Bereich von 350 bis 450°C. Das Dampfgemisch der Leitung (3) wird auf die Leitungen
(3a), (3b) und (3c) aufgeteilt. Der Teilstrom in der Leitung (3b) wird hier auch als "erster
Teilstrom" und der in der Leitung (3a) als "zweiter Teilstrom" bezeichnet.
Zusammen mit Reststoffen aus den Leitungen (4) und (5), die gekühlt herangeführt werden,
gibt man das Gemisch der Leitung (3b) in den ersten Schachtreaktor (6), der eine Schüttung
des formselektiven Zeolith-Katalysators enthält. Wasserdampf wird in der Leitung (7)
herangeführt. Man sorgt dafür, dass die Temperatur des Gemisches, welches im Reaktor (6)
in die Katalysatorschüttung eintritt, im Bereich von 350 bis 500°C und vorzugsweise 380
bis 480°C liegt. Am Katalysator im Reaktor (6) laufen exotherme Umwandlungsreaktionen
ab und man erhält in der Leitung (9) ein erstes Zwischenproduktgemisch mit Temperaturen
im Bereich von 400 bis 600°C. Bei Bedarf kann dieses Gemisch durch einen indirekten
Kühler (10) geführt werden, der nicht in allen Fällen erforderlich und in der Zeichnung
gestrichelt angedeutet ist.
Dem Gemisch der Leitung (9) gibt man den Teilstrom aus der Leitung (3a) zu, welcher hier
auch als "zweiter Teilstrom" bezeichnet wird. Die weitere Umsetzung erfolgt im zweiten
Schachtreaktor (12), der ebenfalls eine Schüttung des formselektiven Zeolith-Katalysators
enthält. Die Verfahrens-Bedingungen im Reaktor (12) sind in etwa die gleichen wie im
Reaktor (6), und dies gilt auch für den dritten Schachtreaktor (18). Aus dem Reaktor (12)
erhält man in der Leitung (13) ein zweites Zwischenproduktgemisch, welchem man den
dritten Teilstrom aus der Leitung (3c) zugibt. Auch hier kann das Gemisch in der Leitung
(13) bei Bedarf durch einen indirekten Kühler (10) geführt werden.
Das Gemisch der Leitung (13) wird durch den dritten Schachtreaktor (18) geführt, der im
vorliegenden Fall der letzte der in Serie geschalteten Schachtreaktoren ist, welche einen
Zeolith-Katalysator als Schüttung enthalten. Das in der Leitung (15) abgezogene
Produktgemisch weist üblicherweise einen Propylengehalt, trocken gerechnet, von 40 bis 60 Vol.%
auf und enthält daneben noch zusätzlich andere Substanzen, die hier auch als
Reststoffe bezeichnet werden.
Das Gemisch der Leitung (15) wird zunächst einer Kühlung (16) unterzogen, wobei man ein
wasserreiches Kondensat erhält, welches in der Leitung (17) abgeführt wird. Gas- und
dampfförmige Stoffe zieht man in der Leitung (20) ab und ein Flüssigkeitsgemisch wird in
der Leitung (21) abgeführt. Die Gase und Dämpfe, in denen auch das gewünschte Propylen
enthalten ist, gibt man einer ersten Kolonne (22) auf, trennt Gase ab und führt sie in der
Leitung (4) zurück, wie beschrieben. Das Sumpfprodukt der Kolonne (22) gelangt durch die
Leitung (23) in eine zweite Kolonne (24), von deren Kopf man durch die Leitung (25) eine
propylenreiche Fraktion mit einem Propylengehalt von üblicherweise mindestens 80 Vol. %
abzieht. Das die Kolonne (24) in der Leitung (26) verlassende Sumpfprodukt (zumeist C4+-
Kohlenwasserstoffe) wird in der Leitung (5) zurückgeführt. Die Reststoffe der Leitungen (4)
und (5) können auch teilweise in die Gemische der Leitung (3a) und/oder der Leitung (3c)
gegeben werden. Überschüsse werden durch die Leitungen (4a) und (5a) entfernt.
Das Flüssigkeitsgemisch der Leitung (21) gelangt in die dritte Kolonne (28), aus welcher
man eine leichte C5+-Fraktion abtrennt und in der Leitung (29) und durch die Leitung (5)
zurückführt. Die schweren Bestandteile, üblicherweise Benzinkohlenwasserstoffe, zieht man
durch die Leitung (30) ab und entfernt sie aus dem Verfahren.
Beim Verfahren der Fig. 2 nutzt man den Wärmeinhalt des aus dem letzten Schachtreaktor
(18) in der Leitung (15) kommenden Produktgemisches, welches üblicherweise
Temperaturen im Bereich von 400-600°C aufweist. Zunächst gibt das Produktgemisch
einen Teil seiner Wärme im Wärmeaustauscher (16) und dann im Vorwärmer (35) ab, dem
man durch die Leitung (36) Methanol flüssig und/oder dampfförmig zuführt. Aus dem
Vorwärmer (35) zieht man Methanoldampf mit Temperaturen im Bereich von 200-350°C in
der Leitung (1) ab und leitet ihn durch die Schüttung des ersten Katalysators (2). Mit
Temperaturen von 100-250°C strömt das Produktgemisch, welches auch Wasserdampf
enthält, durch die Leitung (37) zu einem Kompressor (38) und weist an dessen Ausgang in
der Leitung (39) einen Druck von 3-15 bar und aus ökonomischen Gründen zumeist
höchstens 10 bar auf, die Temperatur liegt im Bereich von 130-250°C. Der Wasserdampf
des Gemisches in der Leitung (39) ist noch nicht oder kaum kondensiert, höchstens
30 Gew.-% und vorzugsweise höchstens 10 Gew.-% des H2O-Gehalts sind bereits
verflüssigt.
Im indirekten Wärmeaustauscher (40) kühlt das Produktgemisch der Leitung (39) weiter ab,
wobei eine Wasserphase als Kühlmedium dient, die in der Leitung (41) herangeführt wird.
Dabei verdampft die Wasserphase ganz oder weitgehend und der erzeugte Wasserdampf wird
in der Leitung (7) abgeführt, die Temperatur liegt zwischen 100 und 200°C und der Druck
zwischen 0,1 und 10 bar. Diese Leitung (7) mündet in die Leitung (3b), was der besseren
Übersichtlichkeit wegen nicht vollständig gezeichnet wurde.
Das aus dem Wärmeaustauscher (40) in der Leitung (42) kommende Produktgemisch ist
teilweise kondensiert und mindestens 80 Gew.-% des H2O-Gehalts sind verflüssigt. Die
Temperaturen liegen in der Leitung (42) um 20-150°C und zumeist 30-120°C niedriger
als in der Leitung (39) und auch der Druck ist um 0,1-10 bar gesunken. Zum Trennen gibt
man das Produktgemisch der Leitung (42) einem Separator (44) auf, aus dem man in der
Leitung (45) eine Wasserphase und in der Leitung (21) ein Benzinkohlenwasserstoffe
enthaltendes Flüssigkeitsgemisch abzieht. Gase und Dämpfe, die auch das gewünschte
Propylen enthalten, ziehen in der Leitung (20) ab. Die Wasserphase der Leitung (45) kann
durch die Leitung (41) zurück zum Wärmeaustauscher (40) geführt werden. Im vorliegenden
Fall gibt man sie dem Stripper (46) auf, um mittels Strippgas (z. B. Stickstoff) aus der Leitung
(47) leichtsiedende Kohlenwasserstoffe (z. B. C2-Kohlenwasserstoffe) über die Leitung (48)
zu entfernen. Die gestrippte Wasserphase gelangt in der Leitung (41) zurück zum
Wärmeaustauscher (40), Frischwasser wird in der Leitung (49) herangeführt. Im übrigen
gelten die zu Fig. 1 gegebenen Erläuterungen.
Man arbeitet mit einer der Fig. 1 der Zeichnung entsprechenden Anlage, die nachfolgenden
Daten sind teilweise berechnet.
Dem ersten Katalysator (2), der aus körnigem Al2O3 besteht, führt man auf 280°C erhitzten
Methanoldampf zu und man erhält in der Leitung (3) ein Dampfgemisch von 382°C, welches
aus 32 Vol.-% Methanol, 34 Vol.-% DME und 34 Vol.-% Wasserdampf besteht. Dieses
Dampfgemisch wird auf die Leitungen (3a), (3b) und (3c) im Verhältnis 1 : 1,3 : 1,8 aufgeteilt.
Das Gewichtsverhältnis des Dampfgemisches in der Leitung (3b) zum durch die Leitung (7)
herangeführten Wasserdampf beträgt 1 : 4. Das in den ersten Schachtreaktor (6) eintretende
Gemisch hat eine Temperatur von 435°C und einen Druck von 1,8 bar. Der formselektive
Zeolith-Katalysator vom Pentasil-Typ, der in den Schachtreaktoren (6), (12) und (18)
verwendet wird, hat einen Alkaligehalt von 100 ppm, einen Gehalt an ZnO + CdO von 0,05 Gew.-%,
eine BET-Oberfläche von 460 m3/g und ein Porenvolumen von 0,4 m3/g. In allen
drei Schachtreaktoren arbeitet man mit einer Raumgeschwindigkeit von 1 kg Methanol-
Äquivalent pro kg Katalysator und pro Stunde (1 Mol DME = 2 Mol Methanol - Äquivalent).
Das Gemisch in der Leitung (9) hat eine Temperatur von 495°C, die Temperatur im Eintritt
zum Schachtreaktor (12) liegt bei 440°C, die gleiche Eintrittstemperatur hat der
Schachtreaktor (18). Aus dem Produktgemisch der Leitung (15) trennt man Prozesswasser
(17) durch Kühlung (16) ab und führt die gasförmigen Bestandteile durch die Leitung (20)
zur Kolonne (22). Die weitere Arbeitsweise ist wie zusammen mit der Zeichnung
beschrieben. Jeweils 10% der in den Leitungen (4) und (5) strömenden Mengen werden
durch die Leitungen (4a) und (5a) abgezogen.
Durch die Leitung (29) zieht man 80% der umsetzbaren C5- bis C8-Olefine ab und in der
Leitung (30) erhält man Naphtha. Das Gasgemisch der Leitung (4) besteht zu 40 Vol.-% aus
Ethylen, zu 30 Vol.-% aus Methan und im übrigen aus Ethan, H2 und CO. Das Gemisch der
Leitung (26) besteht zu 50 Vol.-% aus Buten und zu 30 Vol.-% aus Butan, im übrigen
überwiegend aus Penten und Pentan. 58 Vol.-% des Gemisches der Leitung (29) besteht aus
C5- bis C8-Olefinen und im übrigen aus Paraffin-Kohlenwasserstoffen.
70 Mol.-% des eingesetzten Methanols ergibt den Produktstrom der Leitung (25), er besteht
zu 97 Vol.-% aus Propylen, 26 Mol.-% des eingesetzten Methanols werden als Naphtha
durch die Leitung (5a) abgeführt und 4 Mol.-% ergibt Heizgas Leitung (4a). Nach einer
Anfahrphase kann der in der Leitung (7) zugeführte Wasserdampf um ein Viertel reduziert
werden.
Im wesentlichen wird wie im Beispiel 1 gearbeitet, jedoch wird das Produktgemisch der
Leitung (15) wie in Fig. 2 beschrieben weiter behandelt. Auf den Stripper (46) wird
verzichtet, die Leitungen (45) und (41) werden miteinander verbunden, das Zusatzwasser der
Leitung (49) entfällt. Wichtige Daten ergeben sich aus der nachfolgenden Tabelle:
Claims (9)
1. Verfahren zum Erzeugen von Propylen aus Methanol, wobei man Methanoldampf an
einem ersten Katalysator zu einem Dimethylether (DME) enthaltenden ersten
Dampfgemisch umsetzt und aus dem ersten Dampfgemisch an einem formselektiven
Zeolith-Katalysator ein Propylen enthaltendes Produktgemisch erzeugt, dadurch
gekennzeichnet, dass der formselektive Zeolith-Katalysator als Schüttung in mindestens
zwei in Serie geschalteten Schachtreaktoren angeordnet ist, dass man einen ersten
Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zusammen mit Wasserdampf in
den ersten Schachtreaktor führt, aus dem ersten Schachtreaktor ein erstes
Zwischenproduktgemisch abzieht und es dem zweiten Schachtreaktor aufgibt, wobei man
dem zweiten Schachtreaktor auch einen zweiten Teilstrom des DME enthaltenden ersten
Dampfgemisches zuführt, dass man aus dem letzten der in Serie geschalteten
Schachtreaktoren Produktgemisch abzieht, kühlt, eine propanreiche Fraktion abtrennt und
Reststoffe erhält, die teilweise gasförmig sind und C3+-Kohlenwasserstoffe enthalten und
das man mindestens einen Teil der Reststoffe in mindestens einen der Schachtreaktoren
zurückführt.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass das Gemisch am Eingang zum
ersten Schachtreaktor zu 10 bis 40 Vol.% aus DME besteht.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass man das aus dem
letzten Schachtreaktor abgezogene, Wasserdampf enthaltende Produktgemisch auf
Temperaturen im Bereich von 100 bis 250°C kühlt, auf einen Druck im Bereich von 3 bis
15 bar verdichtet und ein verdichtetes Produktgemisch erzeugt, dessen H2O-Gehalt zu
höchstens 30 Gew.-% verflüssigt ist, dass man das verdichtete Produktgemisch durch
mindestens einen indirekten Wärmeaustauscher führt und es darin gegen eine
Wasserphase kühlt, dass man aus dem Wärmeaustauscher ein Kondensat enthaltendes,
gekühltes Produktgemisch abzieht, dessen H2O-Gehalt zu mindestens 80 Gew.-%
verflüssigt ist und dessen Temperatur um 20 bis 150°C niedriger als am Eintritt in den
Wärmeaustauscher ist, dass man aus dem kondensathaltigen Produktgemisch eine
Wasserphase abtrennt und diese Wasserphase in den indirekten Wärmeaustauscher leitet,
und dass man die Wasserphase im Wärmeaustauscher ganz oder weitgehend verdampft
und den erzeugten Wasserdampf mindestens teilweise in den ersten Schachtreaktor leitet.
4. Verfahren nach Anspruch 3, dadurch gekennzeichnet, dass man aus der Wasserphase
leicht flüchtige Kohlenwasserstoffe entfernt, bevor man die Wasserphase in den
indirekten Wärmeaustauscher leitet.
5. Verfahren nach Anspruch 1 oder einem der folgenden, dadurch gekennzeichnet, dass drei
Schachtreaktoren in Serie geschaltet sind, wobei man dem dritten Schachtreaktor ein vom
zweiten Schachtreaktor kommendes zweites Zwischenproduktgemisch und einen dritten
Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zuführt und Produktgemisch
aus dem dritten Schachtreaktor abzieht.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die
Temperaturen am Eingang der Schachtreaktoren im Bereich von 350 bis 500°C liegen.
7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass die
Schachtreaktoren ohne Einrichtungen zur indirekten Kühlung arbeiten.
8. Verfahren nach Anspruch 1 oder einem der folgenden, dadurch gekennzeichnet, dass die
Temperatur bei einem oder mehreren der Schachtreaktoren am Ausgang um 30 bis 100
°C höher ist als am Eingang.
9. Verfahren nach Anspruch 1 oder einem der folgenden, dadurch gekennzeichnet, dass das
vom letzten Schachtreaktor abgeführte Produktgemisch einen Propylengehalt, trocken
gerechnet, von 20 bis 50 Vol.% aufweist.
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Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
DE102012215757A1 (de) * | 2012-09-05 | 2014-03-06 | Evonik Industries Ag | Verfahren zur Herstellung von linearen Butenen aus Methanol |
Families Citing this family (69)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
JP4604508B2 (ja) * | 2004-02-23 | 2011-01-05 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
KR101159087B1 (ko) | 2003-12-12 | 2012-06-25 | 미쓰비시 가가꾸 가부시키가이샤 | 프로필렌의 제조 방법 |
JP4608926B2 (ja) * | 2004-03-30 | 2011-01-12 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
JP4604509B2 (ja) * | 2004-02-23 | 2011-01-05 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
JP4826707B2 (ja) * | 2003-12-12 | 2011-11-30 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
JP4599851B2 (ja) * | 2004-02-23 | 2010-12-15 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
PL1706428T3 (pl) * | 2004-01-22 | 2010-02-26 | Merck Patent Gmbh | Przeciwciała przeciwnowotworowe o zredukowanym wiązaniu dopełniacza |
US7663012B2 (en) * | 2004-06-25 | 2010-02-16 | Uop Llc | Conversion of dimethylether to propylene using moving bed technology |
US7371915B1 (en) * | 2004-06-25 | 2008-05-13 | Uop Llc | Conversion of oxygenate to propylene using moving bed technology |
US20060020155A1 (en) * | 2004-07-21 | 2006-01-26 | Beech James H Jr | Processes for converting oxygenates to olefins at reduced volumetric flow rates |
US7371916B1 (en) | 2004-09-16 | 2008-05-13 | Uop Llc | Conversion of an alcoholic oxygenate to propylene using moving bed technology and an etherification step |
US7405337B2 (en) * | 2004-09-21 | 2008-07-29 | Uop Llc | Conversion of oxygenate to propylene with selective hydrogen treatment of heavy olefin recycle stream |
DE102004052828B3 (de) * | 2004-11-02 | 2005-12-15 | Lurgi Ag | Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von niederen Olefinen aus Oxigenaten |
US7408092B2 (en) * | 2004-11-12 | 2008-08-05 | Uop Llc | Selective conversion of oxygenate to propylene using moving bed technology and a hydrothermally stabilized dual-function catalyst |
US20060149109A1 (en) * | 2004-12-30 | 2006-07-06 | Ruziska Philip A | Converting methanol and ethanol to light olefins |
US7414167B2 (en) * | 2005-01-14 | 2008-08-19 | Uop Llc | Conversion of oxygenate to propylene using moving bed technology and a separate heavy olefin interconversion step |
DE102005003109B4 (de) * | 2005-01-22 | 2015-02-12 | Air Liquide Global E&C Solutions Germany Gmbh | Verfahren zur Herstellung von synthetischen Kraftstoffen aus Oxigenaten |
JP4774813B2 (ja) * | 2005-06-03 | 2011-09-14 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
CN100430349C (zh) * | 2005-08-15 | 2008-11-05 | 中国石油化工股份有限公司 | 由甲醇或二甲醚生产丙烯的方法 |
CN101300210B (zh) * | 2005-08-24 | 2013-05-29 | 日挥株式会社 | 低级烃的制备方法和制备装置 |
DE102005048931B8 (de) * | 2005-10-13 | 2015-06-18 | Air Liquide Global E&C Solutions Germany Gmbh | Verfahren und Anlage zur Herstellung von C2-C4-Olefinen aus Methanol und/oder Dimethylether |
WO2007055357A1 (ja) * | 2005-11-14 | 2007-05-18 | Jgc Corporation | 低級オレフィンの製造方法 |
US7687671B2 (en) * | 2005-12-05 | 2010-03-30 | Uop Llc | Integrated oxygenate conversion and product cracking |
US7582268B1 (en) | 2006-07-12 | 2009-09-01 | Uop Llc | Reactor system with interstage product removal |
US7722825B1 (en) | 2006-07-31 | 2010-05-25 | Uop Llc | Preparing a light-olefin containing product stream from an oxygenate-containing feed stream using reactors directing a flow of a fluidized dual-function catalyst system |
TW200825036A (en) * | 2006-08-30 | 2008-06-16 | Jgc Corp | Method and apparatus for producing propylene |
JP5050466B2 (ja) * | 2006-09-21 | 2012-10-17 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
JP5023638B2 (ja) * | 2006-09-27 | 2012-09-12 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法 |
JP5020587B2 (ja) * | 2006-09-28 | 2012-09-05 | 日揮株式会社 | プロピレンの製造方法およびプロピレンの製造装置 |
US20100174129A1 (en) * | 2006-12-29 | 2010-07-08 | Bauman Richard F | High throughput propylene from methanol catalytic process development method |
CN101157593B (zh) | 2007-03-07 | 2010-09-22 | 中国科学院大连化学物理研究所 | 由甲醇或/和二甲醚生产低碳烯烃的方法 |
US7989669B2 (en) * | 2007-03-28 | 2011-08-02 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Recycle of DME in an oxygenate-to-olefin reaction system |
JP5388436B2 (ja) * | 2007-10-23 | 2014-01-15 | 出光興産株式会社 | 軽質オレフィン類の製造方法 |
AU2008327926B2 (en) | 2007-11-19 | 2011-07-14 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process for the preparation of an olefin |
BRPI0819626A2 (pt) * | 2007-11-19 | 2015-05-05 | Shell Int Research | Partículas de catalisador, processo para a preparação de um produto olefínico, e processo para a preparação de um catalisador de conversão de compostos oxigenados |
US7919660B2 (en) * | 2007-12-21 | 2011-04-05 | Uop Llc | Methods of converting methanol feedstock to olefins |
EP2123736A1 (de) | 2008-05-19 | 2009-11-25 | C.E.-Technology Limited | Verfahren zur Herstellung von Dieselkraftstoffen und Flugzeugtreibstoffen aus C1-C5-Alkoholen |
US8003841B2 (en) * | 2008-06-30 | 2011-08-23 | Uop Llc | Integration of OTO process with direct DME synthesis |
CN101381270B (zh) * | 2008-10-15 | 2012-10-31 | 惠生工程(中国)有限公司 | 一种mto/mtp反应混合物的分离方法 |
JP5700376B2 (ja) | 2009-07-30 | 2015-04-15 | 三菱化学株式会社 | プロピレンの製造方法及びプロピレン製造用触媒 |
DE102010005704A1 (de) | 2010-01-26 | 2011-07-28 | Süd-Chemie AG, 80333 | Verbesserter Katalysator auf Zeolithbasis zur Herstellung von Olefinen und zur Oligomerisierung von Olefinen |
DE102010022138A1 (de) | 2010-05-20 | 2011-11-24 | Lurgi Gmbh | Verfahren und Anlage zur Herstellung oxygenatarmer Olefinströme |
CN101880212B (zh) * | 2010-06-18 | 2015-09-23 | 王伟跃 | 一种由含氧化合物制备丙烯的工艺 |
CN103153918A (zh) * | 2010-07-30 | 2013-06-12 | 日本气体合成株式会社 | 丙烯的制造方法 |
DE102010042216A1 (de) | 2010-10-08 | 2011-06-09 | Basf Se | Verfahren zur Hemmung der unerwünschten radikalischen Polymerisation von in einer flüssigen Phase P befindlicher Acrylsäure |
DE102011013908A1 (de) | 2011-03-15 | 2012-09-20 | Süd-Chemie AG | Modifizierter Katalysator zur Umwandlung von Oxygenaten zu Olefinen |
CN102320912B (zh) * | 2011-06-03 | 2014-04-16 | 神华集团有限责任公司 | 最大化含氧化合物转化制备低碳烯烃工艺中的乙烯和丙烯总收率的方法 |
CN102875290B (zh) * | 2011-07-12 | 2014-08-13 | 中国石油化工股份有限公司 | 由甲醇和石脑油制备低碳烯烃的反应装置 |
US8981165B2 (en) * | 2011-09-14 | 2015-03-17 | Enerkem, Inc. | Production of alcohols having three carbon atoms from carbonaceous materials |
US8987530B2 (en) * | 2011-09-14 | 2015-03-24 | Enerkem, Inc. | Production of alcohols having at least four carbon atoms from carbonaceous materials |
DE102011114367A1 (de) * | 2011-09-27 | 2013-03-28 | Lurgi Gmbh | Verfahren und Anlage zur Herstellung von Olefinen aus Dimethylether |
WO2013091335A1 (zh) | 2011-12-19 | 2013-06-27 | 中国科学院大连化学物理研究所 | 甲醇和/或二甲醚制取乙烯丙烯的催化剂、其制法及应用 |
DE102012104128A1 (de) | 2012-05-11 | 2013-11-14 | L'Air Liquide, Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Verfahren zur Herstellung kurzkettiger Olefine mit verlängerter Zykluszeit |
DE102013101575B4 (de) | 2012-12-21 | 2019-06-06 | L’AIR LIQUIDE Société Anonyme pour l’Etude et l’Exploitation des Procédés Georges Claude | Verfahren und Anlage zur Herstellung von Olefinen aus Oxygenaten |
DE102013102980A1 (de) | 2013-03-22 | 2014-09-25 | L'Air Liquide, Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Verfahren zur Herstellung kurzkettiger Olefine aus Oxygenaten |
CN104056654B (zh) * | 2013-03-22 | 2016-07-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种zsm-5分子筛组合物、制备方法及其应用 |
CN103553863B (zh) * | 2013-10-30 | 2015-04-29 | 神华集团有限责任公司 | 一种由甲醇制备丙烯的方法和系统 |
WO2015084576A2 (en) | 2013-12-06 | 2015-06-11 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon conversion |
US9790145B2 (en) | 2013-12-06 | 2017-10-17 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Production of C2+ olefins |
US10131588B2 (en) | 2013-12-06 | 2018-11-20 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Production of C2+ olefins |
US9682899B2 (en) | 2013-12-06 | 2017-06-20 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon conversion |
JP6545172B2 (ja) | 2013-12-20 | 2019-07-17 | クラリアント・プロドゥクテ・(ドイチュラント)・ゲゼルシャフト・ミト・ベシュレンクテル・ハフツング | 含酸素化合物をオレフィンに転換するためのリン含有触媒 |
WO2015147919A1 (en) | 2014-03-25 | 2015-10-01 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Production of aromatics and c2+ olefins |
EP3103858A1 (de) | 2015-06-08 | 2016-12-14 | L'Air Liquide Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Verfahren zur wäsche organischer flüssigkeiten mit einer aus fluorkohlenstoff bestehende flüssigkeit |
US9815749B2 (en) | 2015-09-25 | 2017-11-14 | Exxonmobil Chemical Patents Inc. | Hydrocarbon dehydrocyclization |
CN107032944B (zh) * | 2016-02-03 | 2019-12-17 | 中石化广州工程有限公司 | 一种甲醇转化为丙烯的方法 |
CN106928036B (zh) * | 2017-04-19 | 2021-01-15 | 四川达兴能源股份有限公司 | 利用丁缩醛制备聚甲氧基丁基醚的方法 |
KR20210038593A (ko) | 2018-07-26 | 2021-04-07 | 바스프 에스이 | 액상 p 중 존재하는 아크릴산의 원치않는 라디칼 중합의 억제 방법 |
US20230132285A1 (en) | 2020-03-26 | 2023-04-27 | Basf Se | Process for inhibiting the undesired free-radical polymerization of acrylic acid present in a liquid phase p |
Family Cites Families (5)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4404414A (en) * | 1982-09-28 | 1983-09-13 | Mobil Oil Corporation | Conversion of methanol to gasoline |
DE4009459A1 (de) * | 1990-03-23 | 1991-09-26 | Metallgesellschaft Ag | Verfahren zur erzeugung von niederen olefinen |
US5744680A (en) * | 1995-08-10 | 1998-04-28 | Uop | Process for producing light olefins |
US5817906A (en) * | 1995-08-10 | 1998-10-06 | Uop Llc | Process for producing light olefins using reaction with distillation as an intermediate step |
DE19723363A1 (de) * | 1997-06-04 | 1998-12-10 | Metallgesellschaft Ag | Verfahren zum Erzeugen von Ethylen, Propylen und wahlweise auch Butenisomeren aus Methanol- und/oder Dimethylether |
-
2001
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