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Verfahren zur Durchführung der katalytischen Dampfphasenoxydation
von Kohlenwasserstoffen Es sind zahlreiche Verfahren zur Herstellung organischer
Oxydationsprodukte durch katalytische Behandlung sauerstoffarmer oder -freier organischer
Verbindungen, insbesondere von Kohlenwasserstoffen, mit Luft oder anderen sauerstoffhaltigen
oxydierenden Gasen bekannt.
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So ist in Chem. Eng., 19, S. 98 (1962>, ein Vcrfahren zur katalytischen
Oxydation von o-Xylol zu Phthalsäureanhydrid bekannt. In ähnlicher Weise kann Naphthalin
zu Phthalsäureanhydrid oder Toluol zu Benzoesäure oxydiert werden.
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Maleinsäure bzw. ihr Anhydrid können durch katalytische Oxydation
von Benzol (deutsche Auslegeschrift 1169921), von Bernsteinsäure (deutsches Patent
724 758) oder aus organischen Verbindungen, die vorzugsweise 4 C-Atome enthalten
und auch Sauerstoff enthalten können kritische Patentschrift 790 559). hergestellt
werden. Nach der dcutschen Auslegeschrift 1 12915 1Sf) werden Acrolein bzw. Methacrolein
durch katalytische Gasphasenoxydation von Propylen bzw. Isobutylen hergestellt.
Schließlich ist auch bekannt, daß aus Olefinen durch Umsetzung mit Sauerstoff und
Ammoniak Nitrile erhalten werden können (deutsche Auslegeschrift 1127351).
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Gemäß der französischen Patentschrift 1 293 960 können niedere Olefine
durch Gasphasenoxydation in Aldehyde. Ketone oder Carbonsäuren umgewandelt werden.
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Es ist bekannt, daß jede dieser Reaktionen nur innerhalb eines bestimmten
Temperaturgebietes optimal abläuft, da bei Uberschreitung dieses Gebietes unerwünschte
Nebenreaktionen zu stark zunehmen
und bei Unterschreitung die Reaktionsgeschwindigkeit
zu stark abnimmt.
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Bei Anwendung der für diese Oxydationsreaktion üblicherweise benutzten
Katalysatoren, von denen einige Zusammensetzungen in der Spalte 1 der folgenden
Tabelle aufgeführt sind, liegt dieser optimale Bereich für die in Spalte 2 der Tabelle
aufgeführten verschiedenen Reaktionen etwa in den in Spalte 3 der Tabelle angeführten
Grenzen:
| II III |
| Kailahsvilortxp p Reaktion Tcmpcratur. C |
| 0 |
| V Os K2504 SiG2 - 2 02 e 4'° yrxC )o t 2H2O 350 bis 500 |
| 2C02 |
| 0 |
| /0 |
| Ä |
| CH3 C |
| V205 TiO2 SiO2 + 302 4. 3H2O 380 bis 480 |
| CH3 C |
| 0 |
Fortsetzung
| * I 11 III |
| Katalysatortyp Reaktion Temperatur, C |
| K0 |
| HC-C |
| 2H20 |
| V205/MoO3/AiO3 O3 + 4Ix 02 ; HIC, + 40f) 4 bis 450 |
| 2 C 7C02 |
| o |
| CF--CH-CH3 + NH3 + 1'12 02 |
| PO4BÏ foO3/SiO2 | 425 bis 510 |
| CH2 = CHCN + 3 H2 0 |
Da alle diese Oxydationsreaktionen exotherm sind, werden sie ausnahmslos in Reaktoren
durchgeführt, die die Abführung der Reaktionswärme innerhalb nicht allzu weiter
Temperaturgrenzen ermöglichen. Zur leichteren Bcherrschung der Reaktionstemperatur
werden große Luftüberschüsse üblicherweise das 10- bis 20fache der theoretischen
Luftmenge - angewendet. Aus der deutschen Auslegeschrift 1 M9 150 ist bekannt, bei
katalytischen Gasphasenoxydationsprozessen die Reaktionsmischung im Kreislauf durch
den Katalysator und einen Abscheider zur Abtrennung der Oxydationsprodukte zu führen
und einen Teil des Kreislaufgases ständig durch ein frisches Gemisch der Reaktionsteilnehmer
zu ersetzen. Durch diese Arbeitsweise sollen der Wärmeübergang und die Temperatureinstellung
am Katalysator erleichtert werden.
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Bei den bekannten Verfahren muß man einen erheblichen Verlust in
Kauf nehmen, der im allgemeinen 30 bis 5001, der Theorie, bezogen auf die eingesetzten
Ausgangsstoffe, beträgt, weil man aus technisch wirtschaftlichen Gründen die Temperaturregelung
im Katalysatorbett nicht besser beherrschen kann, als einer Temperatursteigerung
im Katalysatorbett von etwa 50 bis 90°C entspricht, Wegen der hohen Exothermie der
Oxydationsreaktion und der Schwierigkeiten bei der Einhaltung einer optimalen Reaktionstemperatur
werden die bekannten Verfahren unter Normaldruck oder einem sehr geringen ueberdruck,
wie er zur Uberwindung der apparativ gegebenen Druckverluste eben erforderlich ist,
ausgeführt.
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Dieser Verlust beruht darauf, daß das gewünschte Endprodukt in jedem
Falle nur einen etwas stabileren Zwischenzustand vor dem völlig stabilen Endzustand
CO2 und H2O und gegebenfalls Stickoxyd darstelit, so daß neben dem erwünschten Produkt
auch unerwünschte höhere Oxydationsprodukte wie CO2 und HzO anfallen.
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Die in Frage kommenden Reaktionen sind in der folgenden Figur stark
schematisch dargestellt, in der A das Ausgangs- und B das gewünschte Endprodukt
und U die unerwünschten weitergehenden Oxydationsprodukte einschließlich CO und
H20 darstellt :
Man erkennt, daß U sowohl durch Weiteroxydation von B über die Reaktion r2 als auch
durch direkte Oxydation von A unter Umgehung der gewünschten, relativ stabilen Mittelstufe
B über rt gebildet werden kann.
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Die vorliegende Erfindung zeigt einen Weg, um die unerwünschten Nebenreaktionen
r2 und rt zugunsten der erwünschten Reaktionen rl zurückzudrängen und dadurch die
Ausbeute am erwünschten Produkt B zu steigern.
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Die Erfindung beruht auf der überraschenden Erkenntnis, daß bei allen
eingangs erwähnten Oxydationsreaktionen die Geschwindigkeit der unerwünschten Reaktionen
r2 und rt bei Senkung der Reaktion temperatur. aber sonst völlig gleichen Bedingungen,
wie z. B. Zusammensetzung des Ausgangsgemisches, des verwendeten Katalysators, der
angewendeten Katalysatorbelastung usw., stärker verringert wird als die der erwünschten
Teilreaktion r1.
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Weiter wurde gefunden, daß zur Erniedrigung der Reaktionstemperatur
um etwa 100 C für die in der Tabelle angegebenen Reaktionen eine Steigerung des
Gesamtdruckes während der Reaktion von dem bisher ausschließlich bekannten und angewendeten
Atmosphärendruck auf etwa 3 bis 30 ata genügt, um die bisher erreichbaren Ausbeuten
merklich zu steigern. Da auch schon bei geringen Unterschreitungen der in der Tabelle
angegebenen Reaktionstemperaturen die Vorteile der Erfindung wahrgenommen werden
können und noch stärkere Unterschreitungen diese Vorteile in verstärktem Maße zur
Geltung bringen, wird erfindungsgemäß der Druckbereich von etwa 8 bis 20 ata als
Reaktionsdruck bevorzugt.
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Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Durchführung @@@ @@@alytischen
Dampfphasenoxydation von Kohlenwasserstoffen, gegebenenfalls in Gegenwart von Ammoniak,
mit Sauerstoff oder solchen enthaltenden Gasen bei erhöhter Temperatur und @rhöhtem
Druck.
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Dieses Verfahren ist dadurch gekennzeichnet, daß man die Oxydation
bei einem Druck von 3 bis 30 ata mit einer Gasgeschwindigkeit im Katalysatorraum
von 1,5 bis 5 m je Sekunde, vorzugsweise 2 bis 3 m je Sekunde bezogen auf den leeren
Reaktionsraum und Normalbedingungen, und bei einer Temperatur. die mindestens 50
C, vorzugsweise mindestens 100 C, unter der für die Durchführung der gleichen Reaktion
bei Normaldruck optimalen Temperatur liegt, ausführt.
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Zweckmäßig wird dabei das Reaktionsprodukt aus dem Produktgas der
Reaktion unter dem Oxydationsdruck oberhalb seines Schmelzpunktes ausgeschieden,
und das Restgas wird nach Zugabe von Frischgas im Kreislauf in den Reaktor zurückgeführt.
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Vorzugsweise wird die Oxydation unter einem Druck von 8 bis 20 ata
ausgeführt.
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Die effektive Strömungsgeschwindigkeit bei konstaat gehaltenem spezifischem
Durchsatz (Kilogramm Einsatz je Liter Kontakt Stunde), die etwa indirekt proportional
zur Druckerhöhung herabgesetzt wird, hat überraschenderweise einen wesentlich geringeren
Einfluß auf die Wärmeübergangszahl als theoretisch vorhersehbar war. Es wurde nämlich
gefunden, daß bereits eine wesentlich geringere Erhöhung des gewichtsmäßigen Durchsatzes,
als der Verringerung der effektiven Strömungsgeschwindigkeit bei konstantem Durchsatz
infolge der Druckerhöhung entspricht, eine Verbesserung des Wärmeüberganges ergibt,
die seine Verschlechterung durch die Druckerhöhung mindestens aufwiegt. Erfindungsgemäß
werden Strömungsgeschwindigkeiten von 1,5 bis 5 m in der Sekunde, vorzugsweise 2
bis 3 m in der Sekunde, bezogen auf kontaktfreies Rohr und Normalbedingungen, entsprechend
z. B. 0,075 bis 0,25 m pro Sekunde effektiv, vorzugsweise 0,1 bis 0,15m pro Sekunde
effektiv, bei einem Gesamtdruck von 20 ata angewendet.
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Ein besonderer Vorteil des Arbeitens unter Druck besteht darin, daß
der absolute Druckverlust bei Steigerung des gesamten absoluten Druckes geringer
wird und der prozentuale Druckverlust sogar noch weiter abfällt. So fällt z. B,
unter sonst gleichen Verfahrensbedingungen bei einem Gasdruck von 6 atü am Eintrittsende
des Reaktors der Gasdruck am Austritlsende auf 1 atii ab, bei einem Eintrittsdruck
von 10 auf 8 atü und bei einem Eintrittsdruck von 20 auf 19, 5 atü. Während im ersten
Fall der relative Druckverlust @3,3% beträgt, beträgt er im zweiten nur 20% und
im dritten nur 2,5%. Die für die nachstehend geschilderte vorzugsweise Maßnahme
der Rückführung des Gases erforderliche Kompressionsarbeit kann tlaher beim Arbeiten
unter Druck auf seht geringe Beträge gesenkt werden.
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Die Katalysatorsäule wird erfindungsgemäß länger und mit größerem
Querschnitt als bisher üblich, aber nicht um so viel länger als der Drueksteigerung
entspricht, gehalten - vorzugsweise etwa zwischen 8 und 20 m. Die überraschend gute
Verbesserung des Wärmeüberganages ermöglicht nicht nur eine weit bessere Temperaturkontrolle
als bei den bekannten Verfahren, z. B. Konstanthaltung der Reaktionstemperatur in
einem Bereich von 3 bis 12 C gegenüber 40 bis 90 C nach den bekannten Verfahren
und damit eine weitere Verbesserung der spezifischen Ausbeute (Kilogramm Produkt
pro Liter Kontakt Stunde), sondern darüber hinaus gemäß einer bevorzugten Ausgestaltung
der Erfindung die Anwendung geringerer Wiirmeaustauschfiiichen je Kubikmeter Katalysatorraum
bei mindestens gleicher spezifischer Ausbeute und gleicher Durchsatzleistung.
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So kann z. B. das erfindungsgemäße Verfahren - bei der Herstellung
von Phthalsäureanhydrid aus o-Xylol angewendet - bei einer theoretischen Ausbeute
von 82% mit einem Rautndurchsatz von 1 (t bis 150kg Phthalsäureanhydrid je Kubikmeter
Katalysatorraum und Stunde in einem Reaktor ausgeführt werden, dessen Katalysatorrohre
einen Durchmesser von 50 mm haben. Würde dieselbe Umsetzung mit dem gleichen Ausgangsmaterial
und Katalysator nach den bekannten Verfahren durchgeführt, dann wäre selbst bei
Anwendung von Katalysatorrohren mit nur 25 mm Durchmesser die theoretische Aus-
beute
nur 75% und der Raumdurchsatz 40 bis 60 kg Phthalsäureanhydrid pro Kubikmeter Katalysatorraum
und Stunde. Eine weitere Ausgestaltung der Erfindung gestattet es, auch die Betriebskosten
für die Kompression dadurch erheblich zu senken, daß ein beträchtlicher Teil des
ganz oder weitgehend vom Umsetzungsprodukt befreiten Reaktionsgases gegebenenfalls
nach Aufstärkung mit weiterem sauerstoffhaltigem Gas oder einem Sauerstoff -- im
Kreislauf geführt wird. Das Verhältnis des im Kreislauf geführten Gases zu Frischgas
wird vorzugsweise in solchen Grenzen gehalten, daß der durch die Erhöhung des Gesamtdruckes
ebenfalls ansteigende Sauerstoffpartialdruck auf der verfahrensmäßig erforderlichen
Höhe verbleibt. Für die Oxydation von Naphthalin oder o-Xylol zu Phthalsäureanhydrid
wird dieses Verhältnis beispielsweise auf etwa 1,5 : 1 gehalten.
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Das erfindungsgemäße Verfahren erbringt nicht nur relativ höhere
Ausbeuten, sondern ermöglicht auch absolut höhere Durchsätze für ein gegebenes Katalysatorvolumen
in der Zeiteinheit. Es erlaubt, mit relativ kleineren Wärmeaustauschflächen je Kubikmeter
Katalysatorraum zu arbeiten als nach den bekannten Verfahren, woraus sich der weitere
Vorteil ergibt, daß die für die Durchführung des Verfahrens erforderlichen Apparate
einfacher und billiger konstruiert und die Betriebskosten gesenkt werden können.
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Ein weiterer Vorteil des erfindungsgemäßen Verfahrens besteht darin,
daß beispielsweise bei der Herstellung von Phthalsäureanhydrid oder Maleinsäureanhydrid
die Reaktionsprodukte ganz oder zum überwiegenden Teil oberhalb ihrer Schmelzpunkte
flüssig abgeschieden werden können, was eine erhebliche verfahrenstechnische Vereinfachung
darstellt.
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Oxydationsreaktionen, die nach dem erfindungsgemäßen Verfahren ausgeführt
werden können, sind beispielsweise die Oxydation von o-Xylol oder Naphthalin zu
Phthalsäureanhydrid, die Herstellung von Maleinsäureanhydrid aus Benzol, Crotonaldehyd
aus n-Butenen oder die Synthese von Nitrilen durch katalytische Oxydation von Olefinen
in Gegenwart von Ammoniak.
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Die Erfindung sei an Hand einiger Beispiele eingehender erläutert.
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Beispiel 1 a) Bckanntes Verfahren Die Oxydation von o-Xylol zu Phthalsäureanhydrid
geht nach der Gleichung C8Hlt, + 3 0.2 # C8H4G3 t-3 H.>O + 308 Ketal vor sich.
Laut Gleichung wird also eine theoretische Wärmemenge von 2900 Kcal/kg eingesetztes
o-Xylol frei. Die in der Praxis auftretende spezifische Exothermie ist sogar noch
weitaus größer, da ein gewisser Anteil des o-Xylols total oxydiert, d. h. zu CO2
und H2O verbrennt. Sie liegt um etwa 5000 Kcal/kg eingesetztes o-Xylol.
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Um das Hauptproblem, nämlich die Abführung dieser großen Wärmemenge
günstig zu lösen, ist man bisher so vorgegangen, daß man die Reaktion über einen
fest angeordneten V ? Os-Katalysator in Gasphase in großen Festbettreaktoren durchführte.
Diese enthielten - um einen einwandfreien Wärmeübergang zu bewerkstelligen bis zu
8000 einzöllige
2,5 bis 3 m lange Rohre. In A b b. 1 ist ein solches
System schematisch wiedergegeben. Dabei werden etwa 1 Nm : 3 Luft pro Liter Kontakt
und Stunde durch ein Gebläse 1 auf 0,5 atü verdichtet. Die vorverdichtete Luft wird
bei 16 auf etwa 150 C erwärmt.
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Ein Teilstrom wird nun in den Verdampfer 4 eingeführt, in dessen Kopf
3 40 g o-Xylol pro Liter Kontakt und Stunde aufgegeben werden. Das beladene Luft-Dämpfe-Gemisch
wird bei 17 wieder mit dem Hauptstrom vereinigt und sodann in den mit einem Oxydationskontakt
gefüllten Reaktor 6 eingeleitet.
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Diese Gase durchströmen den Reaktor mit einer Geschwindigkeit von
0,6 bis 0,8 m pro Sekunde, bezogen auf Normalbedingungen (760mm und 0 C) und kontaktfreies
Rohr. Die Reaktionstemperatur liegt bei 400 bis 410 C. Die frei werdende Wärme wird
durch eine um die Reaktionsrohre strömende Salzschmelze abgeführt und zur Erzeugung
von Hochdruckdampf verwendet. Das aus dem Reaktor austretende Reaktionsgas gibt
in einen Abhitzekessel 8 seine Wärme ab, die auch hier zur Dampferzeugung dient.
Anschließend wird das Gas in wechselweise schaltbare Sublimatoren 11 und 12 geführt,
in welchen sich das gebildete Phthalsäureanhydrid niederschlägt.
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Dieses wird aus den Sublimationskammern wechselweise ausgeschmolzen
und verläßt über einen Sammelbehälter 15 bei 13 den Prozeß. Die gesamte Abluft wird
gegebenenfalls nach einer Wäsche in die Atmosphäre 14 abgeblasen.
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In diesem bekannten Verfahren werden Roh-Phthalsäureanhydrid-Ausbeuten
bis zu 75% der Theorie mit einem spezifischen Durchsatz von 40 g pro Liter Kontakt
und Stunde erhalten. b) Erfindungsgemäßes Verfahren Bei dem in A b b. 2 dargestallten
Verfahren werden 0,4 Nm3 Luft pro Liter Kontakt und Stunde durch einen Kompressor
1 auf 20 ata verdichtet. Die vorverdichtete Luft wird in einem Erhitzer 2 auf 150
C aufgewärmt und anschließend von unten in den Xerdampfungsapparat 4 eingeführt.
Durch die Dosierpumpe 3 werden pro Liter Kontakt und Stunde 45 g o-Xylol in den
Verdampfer eingesprüht.
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Die mit dem Xylol beladene Luft mischt sich bei 16 mit 0,6 Nm:i pro
Liter Kontakt und Stunde vorgewärmter Kreislaufluft und tritt so in den Reaktorkopf
ein. Als Reaktor 6 wird ein Röhrenapparat verwandt. der eine Länge von Ilm hat und
dessen einzelne Rohre eine lichte Weite von 3- mm aufweisen. Diese Rohre sind mit
dem gleichen Vandinpent oxyd-Katalysator gefüllt wie in vorstehendem Vergleichsversuch.
Sic sind von einem Kühlmantcl umschlossen. durch den ein Diphenylkreislauf geführt
wird. der die im Reaktor aufgenommene Wärme in einen Dampferzeuger 7 wieder abgibt.
Die Gase durchströmen nun den Reaktor mit einer Geschwindigkeit von etwa 3.3 m pro
Sekunde, bezogen auf Normalbedingungen (760 mm und 0 C) und kontaktfreies Rohr.
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In den Reaktor wurde der Katalysator in Form kugelförmiger Pellets
von 4 mm Durchmesser eingefüllt. Durch die hohe Striimungsgeschwindigkeit ist ein
Differenzdruck über das Rohr von 1,5 ata aufgetreten. Es ist also der am Eintritt
herrschende Gesamtdruck von 20 auf 18.5 atü abgefallen. Erfindungsgemäß wurden 4
Teile Frischluft mit'1 Volumprozent O2 mit 6 Teilen Kreislaufluft mit 10 Volumprozent
0- gemischt. So wurde am Reaktoreintritt
eine Sauerstoffkonzentration des Reaktionsgases
von 14,4 Volumprozent erreicht. Dies entspricht einem Sauerstoffpartialdruck von
3 ata. Durch diesen gegenüber der im Ausführungsbeispiel 1 beschriebenen Normaldruck-Fahrweise
15fachen Sauerstoffpartialdruck war es möglich, die Reaktortemperatur um annähernd
100>C bis auf 315''C zu senken.
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Die den Reaktor verlassenden Dämpfe durchströmen einen Abhitzekessel
8 und daraufhin einen Wärmeaustauscher 5, der gleichzeitig zur Aufwärmung des Kreislaufgases
dient, und werden sodann in Kühler 9 auf 140 C abgekühlt. Bei dieser Kühlung unter
Druck fallen bereits 900/11 des gebildeten Phthalsäureanhydrids flüssig an und werden
im Flüssigscheider 10 auf dem Gasstrom abgeschieden.
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Die noch mit einem Restgehalt von etwa 100/11 des gebildeten Phthalsäureanhydrids
beladenen Dämpfe werden anschließend in zwei wechselweise betriebene Lamellensublimatoren
11 und 12 geführt. In diesen Sublimatoren wird der Rest von etwa 10"k, des gebildeten
Phthalsäureanhydrids abgeschieden und alternierend ausgeschmolzen. Das geschmolzene
Phthalsäureanhydrid verläßt mit dem aus dem Flüssigscheider kommenden Roh-Phthalsäureanhydrid
gemeinsam bei 13 den Prozeß.
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Von dem aus den Lamellensublimatoren abströmenden Restgas werden
0,6 Nm3 pro Liter Kontakt und Stunde über den Umwälzkompressor 15 und den Wärmeaustauscher
5 wiederum vor dem Reaktor zur Mischstelle mit dem Frischgas 16 zurückgeführt.
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Die restliche Gasmenge - etwa 0,35 Nm3 pro Liter Kontakt und Stunde
- wird als Endgas bei 14 gegebenenfalls nach einer geeigneten Naßwäsche zur Entfernung
von Verunreinigungen in die Atmosphäre abgeblasen.
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Es gelingt so. durch das erfindungsgemäl3e Verfahren Roh- Pkthalsäureanhydrid
-Ausbeuten von 89 der Theorie mit einem spezifischen Durchsatz von 45 g pro Liter
Kontakt und Stunde zu erhalten.
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Beispiel 2 Für die Herstellung von Maieinsiiureanhydrid aus Benzol
wird die gleiche Apparatur benutzt. die in dem vorausgegangenen Beispiel beschrieben
ist. Als Katalysator wird Vanadinpentoxyd Molybdänoxyd in Form von kugelfömigen
Pellets (4 mm Durchmesser) eingesetzt. Es werden folgende Betriebsbedingungen eingestellt:
0,5 Nm3 Luft pro Liter Kontakt und Stunde werden auf 15 atü komprimiert, auf 150
C vorgeheizt und mit 1 Nm:i Kreislaufluft pro Liter Kontakt und Stunde vermischt.
In das Gas werden 50 g Benzol pro Liter Kontakt und Stunde eingesprüht und über
den Kontakt geleitet. der durch einen Kühlmantel auf einer Temperatur von 360 bis
370 C gehalten wird. Gegenüber dem Normaldruckverfahren bedeutet dies eine Temperatursenkung
um 80 bis 100 C.
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Die Ausbeute. bezogen auf eingesetztes Benzol. beträgt 82 bis 83
Gewichtsprozent. Die Aufarbeitung des zum Teil schmelzflüssig abgeschiedenen Maleinsäureanhydrides
geschieht wie unter Beispiel 1 beschrieben.
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Beispiel 3 Die Umsetzung von Propylen. Ammoniak und Sauerstoff zu
Acrylnitril wird in einem gleichartigen Röhrenreaktor wie oben beschrieben durchgeführt.
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Als Katalysator wird ein Gemisch von BiPOz Mol : :
in
Form von Pellets eingesetzt. Das Einsatzgas besteht aus stöchiometrischen Mengen
der angegebenen Reaktionspartner, d. h. aus 1 Volumteil Propylen, 1 Teil Ammoniak
und 1,5 Teilen Sauerstoff bzw.
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7,5 Teikn Luft. Die Stoffe werden getrennt auf 20 ata komprimiert,
verdampft und auf etwa 200°C vorgewärmt und im Reaktor zusammengeführt.
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Gleichzeitig werden etwa 15 Volumteile des von den Endprodukten befreiten,
sauerstoffhaltigen Restgases im Kreislauf zurückgeführt. Die Reaktion, die unter
Normaldruck bei 500 bis 510°C abläuft, läßt sich bei den angewendeten 20 ata noch
bei 400°C mit ausreichender Geschwindigkeit durchführen. Die Ausbeute an Acrylnitril
beträgt 100 bis 103 Gewichtsprozent, bezogen auf eingesetztes Propylen.
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Die Gewinnung des Acrylnitrils erfolgt über gektflilte Druckabscheider,
in denen Nitril und Nebenprodukte flüssig anfallen, die anschließend in bekannter
Weise aufgearbeitet werden.