DE19723363A1 - Verfahren zum Erzeugen von Ethylen, Propylen und wahlweise auch Butenisomeren aus Methanol- und/oder Dimethylether - Google Patents
Verfahren zum Erzeugen von Ethylen, Propylen und wahlweise auch Butenisomeren aus Methanol- und/oder DimethyletherInfo
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Description
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum Erzeugen von niederen
Olefinen mit 2 und 3 C-Atomen im Molekül durch Umsetzen eines
Methanol- und/oder Dimethyletherdampf und Wasserdampf
enthaltenden Reaktionsgemisches in einem ersten Reaktor an einem
ersten formselektiven Katalysator bei Temperaturen im
Katalysatorbereich von 280 bis 570°C und einem Druck im
Katalysatorbereich von 0,1 bis 1 bar, wobei man aus dem ersten
Reaktor ein C2- bis C4-Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe (C5₊)
enthaltendes erstes Produktgemisch abzieht, welches gekühlt
wird.
Ein solches Verfahren ist aus EP 0 448 000 B1 bekannt. Hierbei
erzeugt man im ersten Reaktor, der als Röhrenreaktor
ausgestaltet ist, ein Olefingemisch mit mindestens 5 Gew.-%
Ethylen, mindestens 35 Gew.-% Propylen und höchstens 30 Gew.-%
Butylen, bezogen auf die Gesamtkohlenwasserstoffe.
Der Erfindung
liegt die Aufgabe zugrunde, auf wirtschaftliche Weise die
Ausbeute an Ethylen und Propylen und wahlweise auch
Butenisomeren im Produkt erheblich zu steigern.
Erfindungsgemäß wird die Aufgabe beim eingangs genannten
Verfahren dadurch gelöst, daß man das gekühlte erste
Produktgemisch durch eine Trenneinrichtung führt und ein
zweites, Ethylen und Propylen enthaltendes Produktgemisch
abzieht und getrennt davon einen an den
Benzinkohlenwasserstoffen reichen C5₊-Strom erhält, daß man den
C5₊-Strom verdampft und mit Wasserdampf mischt, wobei man ein
Gewichtsverhältnis H2O : Kohlenwasserstoffe von 0,5 : 1 bis 3 : 1
einstellt, daß man das wasserdampfhaltige Gemisch mit einer
Eingangstemperatur von 380 bis 700°C in einen zweiten Reaktor
leitet, der einen zweiten, formselektiven Katalysator enthält,
daß man aus dem zweiten Reaktor ein drittes Produktgemisch
abzieht, dessen summierter Gehalt an Propylen und Butenisomeren
mindestens 50 Gew.-% der olefinischen Bestandteile des dem
zweiten Reaktor zugeführten Einsatzgemisches beträgt, und daß
man das dritte Produktgemisch kühlt und mindestens teilweise in
die Trenneinrichtung führt.
In der Trenneinrichtung kann man wahlweise dafür sorgen, daß das
zweite Produktgemisch Butenisomere (C4) zusätzlich enthält oder
mehr oder weniger frei davon ist. Die separat abgetrennten
Butenisomere können einerseits als weiteres Produkt verwertet
oder zusammen mit dem C5₊-Strom weiterbearbeitet werden.
Die Umsetzung im ersten Reaktor, der als Röhrenreaktor
ausgestaltet ist, ist ausführlich z. B. in EP 0 448 000 B1
beschrieben. Hierbei geht man von Methanol oder auch
Dimethylether aus, wobei das dem Röhrenreaktor zugeführte
Reaktionsgemisch üblicherweise ein Gewichtsverhältnis
Wasser/Methanol oder Wasser/Methanoläquivalente von 0,1 : 1 bis
1,5 : 1 aufweist. Ein "Methanoläquivalent" entspricht nach der
Gleichung 2 CH3OH → CH3-O-CH3+H2O einem halben Mol
Dimethylether (DME). Das nach der vorstehenden Gleichung
gebildete Wasser wird im zuvor genannten Gewichtsverhältnis im
Reaktionsgemisch nicht berücksichtigt. Das Verhältnis zwischen
Methanoldampf und Dimethyletherdampf kann in weiten Grenzen
variieren, d. h. es können im Extremfall 100% Methanol oder aber
100% DME zusammen mit Wasserdampf in den Röhrenreaktor geleitet
werden. Es kann vorteilhaft sein, Methanol zunächst in einem
Vorreaktor an einem sauren Katalysator ganz oder teilweise zu
DME umzuwandeln, wodurch die Reaktionswärme bei der Umsetzung im
Röhrenreaktor niedriger als bei Verwenden eines hohen
Methanolanteils ist.
Anstelle des Röhrenreaktors kann man als ersten Reaktor auch
einen Wirbelschicht-Reaktor einsetzen, wobei das Wirbelbett mit
Kühlelementen zum indirekten Kühlen des körnigen ersten
Katalysators versehen ist. Das Reaktionsgemisch dient hierbei
der Fluidisierung des Katalysators. Die Wirbelschicht kann als
stationäre oder zirkulierende Wirbelschicht ausgestaltet sein.
Ein für die Umsetzung im ersten Reaktor geeigneter
Zeolith-Katalysator ist ebenfalls in EP 0 448 000 B1
beschrieben. 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 Quecksilberporosymmetrie bestimmt) von 0,3 bis 0,8 cm2/g auf.
Vorzugsweise liegt der Druck im Bereich dieses Katalysators bei
höchstens 0,9 bar und vorzugsweise im Bereich von 0,2 bis
0,7 bar. Geeignete Katalysatoren für den ersten Reaktor sind ferner
sogenannte SAPO-Katalysatoren, wie sie z. B. in US-A-4524235 und
EP-A-0142l56 beschrieben sind. SAPO-Katalysatoren sind
formselektiv, ihre Hauptbestandteile sind Silicium, Aluminium
und Phosphor. Ferner sind Silikalite-Katalysatoren für den
ersten Reaktor geeignet, die z. B. in US-A-4061724 beschrieben
sind.
Für den zweiten Reaktor sind die oben beschriebenen Zeolith-,
SAPO- und Silikalite-Katalysatoren ebenfalls geeignet.
Das aus dem ersten Reaktor kommende Gemisch, das hier als erstes
Produktgemisch bezeichnet wird, enthält C2- bis C4-Olefine und
daneben vor allem gesättigte Kohlenwasserstoffe (C5₊) sowie in
kleineren Mengen weitere Komponenten wie Aromaten und Naphthene.
Zusammen mit dem zurückgeführten dritten Produktgemisch, welches
aus dem zweiten Reaktor kommt, führt man das gekühlte erste
Produktgemisch durch eine Trenneinrichtung. Die Trenneinrichtung
kann in an sich bekannter Weise destillativ, adsorptiv,
thermisch oder mittels Membranen arbeiten, auch können diese für
die Gastrennung oder die Gas-Flüssigkeits-Trennung bekannten
Verfahrensmaßnahmen kombiniert angewandt werden. Aus der
Trenneinrichtung zieht man zunächst ein zweites, Ethylen und
Propylen enthaltendes Produktgemisch ab, welches wahlweise auch
Butenisomere enthalten kann.
Die Trenneinrichtung liefert ferner einen an den
Benzinkohlenwasserstoffen reichen C5₊-Strom, den man in
Dampfform, gemischt mit Wasserdampf, in den zweiten Reaktor
leitet. Hierbei sorgt man für ein Gewichtsverhältnis H2O
Kohlenwasserstoffe von 0,5 : 1 bis 3 : 1 und eine Temperatur am
Eingang des zweiten Reaktors von 380 bis 700°C und vorzugsweise
400 bis 600°C.
Es ist ferner möglich, die Trenneinrichtung so auszugestalten,
daß man einen C4-Olefine enthaltenden Partialstrom gewinnt, den
man als weiteren Produktstrom abzieht oder aber ganz oder
teilweise zusammen mit dem C5₊-Strom in den zweiten Reaktor
leitet. Dieser Partialstrom kann neben C4-Olefinen auch noch
einen gewissen Anteil an C3-Olefinen und eventuell auch
C2-Olefinen enthalten.
Der zweite Reaktor enthält z. B. eine Schüttung aus körnigem,
formselektivem Zeolith-Katalysator, wobei der Zeolith vom
Pentasil-Typ ist und ein Si/Al-Atomverhältnis von 10 : 1 bis
200 : 1 aufweist. Varianten eines solchen Katalysators sind in
EP-B-0 369 364 in den Beispielen 1 bis 5 beschrieben. Die
Korngrößen des Katalysators liegen üblicherweise im Bereich von
1 bis 8 mm. Für den Zeolith vom Pentasil-Typ ist es wichtig, daß
die Primärkristallite des Alumosilikats eine enge
Körnungsverteilung mit Durchmessern im Bereich von 0,1 bis
0,9 µm haben. Die BET-Oberfläche des Katalysators liegt
üblicherweise im Bereich von 300 bis 600 m2/g und das
Porenvolumen (nach der Quecksilberporosymmetrie) beträgt etwa
0,3 bis 0,8 cm3/g. Als Bindemittel zum Zusammenhalten der
Primärkristallite wird vorzugsweise Aluminiumoxidhydrat
verwendet. Wie bereits erwähnt, können im zweiten Reaktor aber
statt dessen auch SAPO- oder Silikalite-Katalysatoren zum
Einsatz kommen.
Man arbeitet im zweiten Reaktor bevorzugt bei einem Druck von
0,2 bis 3 bar und zumeist bei 0,6 bis 1,5 bar. Ferner empfiehlt
es sich, dafür zu sorgen, daß man dem zweiten Reaktor ein
Gemisch zuführt, das möglichst frei von Komponenten ist, die
dreifache C-C-Bindungen oder konjugierte Doppelbindungen haben,
da sie zu Kohlenstoffablagerungen und so zum vorzeitigen
Desaktivieren des Katalysators führen können.
Ausgestaltungsmöglichkeiten des Verfahrens werden mit Hilfe der
Zeichnung erläutert. Die Zeichnung zeigt ein Fließschema des
Verfahrens.
Methanol wird in der Leitung (1) herangeführt, im
Wärmeaustauscher (2) auf Temperaturen von etwa 250 bis 350°C
erhitzt und dadurch verdampft. In der Leitung (3) führt man den
Methanoldampf zu einem Vorreaktor (4), der eine Schüttung (5)
aus einem körnigen Dehydratisierungskatalysator enthält. Als
Katalysator kann z. B. Aluminiumoxid verwendet werden, wie es im
US-Patent 4 058 576 beschrieben ist. Im Vorreaktor (4) wird ein
Teil des Methanols zu DME und Wasser umgewandelt, das
entstehende Gemisch zieht man in der Leitung (7) ab. Durch die
Umsetzung im Vorreaktor (4) wird die Wärmeerzeugung im
nachfolgenden Röhrenreaktor (8) abgemildert. Deshalb ist der
Vorreaktor (4) nicht in allen Fällen erforderlich.
Dem Gemisch der Leitung (7) gibt man durch die Leitung (9) eine
dosierte Menge an Wasserdampf zu, der vom Wärmeaustauscher (10)
kommt. Kühlwasser zum Erzeugen des Wasserdampfs wird dem
Wärmeaustauscher (10) in der Leitung (11) zugeführt. Dem
Röhrenreaktor (8) gibt man durch die Leitung (12) ein Gemisch
aus Methanol, DME und Wasserdampf auf, dessen Temperatur im
Bereich von etwa 250 bis 450°C liegt. Das Gemisch der Leitung
(12) weist ein Wasser/Methanoläquivalent-Gewichtsverhältnis von
0,1 : 1 bis 1,5 : 1 und vorzugsweise 0,2 : 1 bis 1 : 1 auf,
dabei ist ein Mol DME = 2 Mol Methanoläquivalent. Im
Röhrenreaktor (8) ist der Katalysator in zahlreichen Röhren
angeordnet, die üblicherweise eine Länge von 1 bis 5 m und einen
inneren Durchmesser von 20 bis 50 mm haben. Für die Umsetzung
von Methanol und DME zu den gewünschten niederen Olefinen ist
einerseits eine gute Kühlung des Katalysators und andererseits
ein unteratmosphärischer Druck im Katalysatorbereich von 0,1 bis
0,9 bar und vorzugsweise 0,2 bis 0,7 bar zu empfehlen. Die
indirekte Kühlung des Katalysators, der in den Röhren angeordnet
ist, erfolgt bevorzugt durch ein Salzbad (vergleiche
EP 0 448 000 B1). Als Alternative zum Röhrenreaktor (8) ist der Einsatz
eines Wirbelschicht-Reaktors mit indirekter Kühlung des
Wirbelbettes aus Katalysator-Granulat möglich.
Im Reaktor (8) liegen die Temperaturen im Katalysatorbereich bei
280 bis 570°C und vorzugsweise bei mindestens 300°C. Ein
Produktgemisch, das hier als "erstes Produktgemisch" bezeichnet
wird, verläßt den Reaktor (8) durch die Leitung (20), wird
zunächst im Wärmeaustauscher (10) gekühlt, strömt dann durch die
Leitung (21) zum zweiten Wärmeaustauscher (2) zur weiteren
Kühlung und tritt dann durch die Leitung (22) zusammen mit dem
Gemisch der Leitung (23) in die Trenneinrichtung (24) ein. Die
Trenneinrichtung ist, wie oben erwähnt, in an sich bekannter
Weise ausgestaltet. Man zieht aus ihr durch die Leitung (25) ein
zweites Produktgemisch ab, welches hauptsächlich aus den
erwünschten C2- bis C4-Olefinen besteht und üblicherweise einen
Propylen-Gehalt von mindestens 40 Gew.-% aufweist. Eine
wasserhaltige Fraktion zieht man in der Leitung (26) ab, und
eine gasförmige Fraktion wird in der Leitung (27) aus dem
Verfahren entfernt. Es kann ferner zweckmäßig sein, in der
Trenneinrichtung einen an C4-Olefinen reichen Partialstrom (28a)
zu erzeugen. Diesen Partialstrom kann man getrennt abführen oder
aber ganz oder teilweise durch die gestrichelte Leitung (28b)
dem Strom der Leitung (28) zumischen.
In der Trenneinrichtung (24) fällt ein C5₊-Strom an, der vor
allem aus Benzinkohlenwasserstoffen besteht und den man in der
Leitung (28) abführt. Diesem Strom mischt man in der Leitung
(29) in dosierter Menge Wasser zu und führt das Gemisch durch
einen gefeuerten Erhitzer (30), um es dann in der Leitung (31)
mit einer Temperatur von 380 bis 700°C und vorzugsweise 400 bis
600°C in den zweiten Reaktor (32) zu leiten. Dieser zweite
Reaktor enthält z. B. die bereits beschriebene Schüttung aus
einem körnigen, formselektiven Zeolith-Katalysator. Der
Katalysator ist in der Lage, die herangeführten Olefine zu
spalten und bevorzugt Moleküle mit 2,3 und 4 C-Atomen zu bilden.
Auf diese Weise besteht der in der Leitung (34) abgezogene
Strom, der hier als "drittes Produktgemisch" bezeichnet wird,
vor allem aus Propylen, und der summierte Gehalt an Ethylen,
Propylen und Butenisomeren beträgt mindestens 60 Gew.-% der
olefinischen Bestandteile des in der Leitung (31) herangeführten
Einsatzgemisches. Die Temperatur des dritten Produktgemisches
ist üblicherweise 20 bis 80°C niedriger als die Temperatur des
durch die Leitung (31) in den Reaktor (32) eintretenden
Gemisches.
Die Umsetzung im Reaktor (32) erfolgt vorzugsweise adiabatisch,
so daß die Temperatur des umzusetzenden Gemisches beim
Durchströmen der Schüttung (33) sinkt. Dadurch ist die
Temperatur in der Leitung (34) um 20 bis 80°C und zumeist 30 bis
50°C niedriger als die Eingangstemperatur in der Leitung (31).
Im Reaktor (32) werden üblicherweise 80 bis 100 Gew.-% der
Olefine umgesetzt, die im Gemisch der Leitung (31) herangeführt
werden.
Im Kühler (35) wird das Gemisch der Leitung (34) auf
Temperaturen von etwa 50 bis 100°C gekühlt, und dieses Gemisch
wird dann durch die Leitung (23) in der bereits beschriebenen
Weise zur Trenneinrichtung (24) geführt.
Im Labormaßstab wird mit einer Apparatur gearbeitet, die
prinzipiell der Zeichnung entspricht. Die folgenden Daten
beziehen sich auf 1 kg Methanol, das mit 240°C in den Vorreaktor
(4) eintritt. Der Reaktor (4) enthält einen
Dehydratisierungskatalysator auf der Basis von
Gamma-Aluminiumoxid, er wird pro kg mit 2 kg/h Methanol
beaufschlagt. 67% des Methanols werden im Reaktor (4) zu
Dimethylether und Wasser umgesetzt. Dem Gemisch der Leitung (7)
gibt man 0,5 kg Wasserdampf zu und führt es mit einer
Eintrittstemperatur von 440°C in den Röhrenreaktor (8). Eine
Salzschmelze dient im Reaktor (8) als Kühlflüssigkeit, der
Katalysator ist der in EP 0 448 000 B1 beschriebene Zeolith vom
Pentasil-Typ mit einem Alkaligehalt von 100 ppm und einem ZnO- und
CdO-Gehalt von jeweils 0,05 Gew.-%, die BET-Oberfläche
beträgt 400 m2/g und des Porenvolumens 0,5 cm3/g. Der Druck am
Reaktor-Eintritt ist auf 0,5 bar und die Temperatur des
Kühlmittels ist auf 440°C eingestellt. Pro kg Katalysator und
pro Stunde werden dem Reaktor (8) 1,5 kg Gemisch aus der Leitung
(12) zugeführt.
Die Trenneinrichtung (24) ist als üblicher 3-Phasen-Abscheider
ausgeführt, man erhält ein wäßriges Kondensat, eine flüssige
organische Phase und eine Gasphase. Das Kondensat, das in einer
Menge von 1,06 kg anfällt, enthält nur sehr geringe Mengen an
Alkoholen und Ketonen, der Methanolumsatz ist größer als 99,9%.
Die flüssige Phase und die Gasphase wiegen zusammen 0,44 kg,
zusammengenommen bestehen sie aus
Gew.-% | |
C1-C4-Parraffine | 5,1 |
Ethylen | 6,8 |
Propylen | 44,4 |
Butenisomere | 23,9 |
Benzin | 19,8 |
Die Gasphase wird auf 1,3 bar komprimiert und die dabei
gebildete Flüssigkeit mit dem Benzin gemischt. Man erhält so
112 g Benzinfraktion (C5
₊) mit folgender Zusammensetzung:
Gew.-% | |
C5+-Paraffine | 35,1 |
Naphthene | 6,9 |
Aromaten | 8,0 |
Butene | 13,4 |
Pentene | 21,5 |
Hexene | 10,1 |
Heptene | 5,0 |
Dieses C5
₊-Gemisch wird verdampft, mit 166 g Wasser versetzt und
auf 500°C erhitzt in einen Schachtreaktor (
32
) geleitet. Der
Schachtreaktor enthält den gleichen Katalysator wir der Reaktor
(
8
), der Druck am Austritt des Reaktors (
32
) wird auf 1,3 bar
eingestellt. Pro kg Katalysator werden 1,5 kg/h C5
₊-Gemisch über
den Katalysator geleitet. Die Temperatur des in der Leitung (
34
)
abgezogenen Gemisches beträgt 468°C, der organische Anteil
dieses Gemisches besteht aus
Gew.-% | |
Ethylen | 5,6 |
Propylen | 20,1 |
Butene | 11,5 |
Brenngas (C4-) | 5,1 |
Benzin (C5+) | 57,7 |
Claims (5)
1. Verfahren zum Erzeugen von niederen Olefinen mit 2 und
3 C-Atomen im Molekül durch Umsetzen eines Methanol- und/oder
Dimethyletherdampf und Wasserdampf enthaltenden
Reaktionsgemisches in einem ersten Reaktor an einem ersten
formselektiven Katalysator bei Temperaturen im
Katalysatorbereich von 280 bis 570°C und einem Druck im
Katalysatorbereich von 0,1 bis 1 bar, wobei man aus dem
ersten Reaktor ein C2- bis C4-Olefine und
Benzinkohlenwasserstoffe (C5₊) enthaltendes erstes
Produktgemisch abzieht, welches gekühlt wird, dadurch
gekennzeichnet, daß man das gekühlte erste Produktgemisch
durch eine Trenneinrichtung führt und ein zweites, Ethylen
und Propylen enthaltendes Produktgemisch abzieht und getrennt
davon einen an den Benzinkohlenwasserstoffen reichen
C5₊-Strom erhält, daß man den C5₊-Strom verdampft und mit
Wasserdampf mischt, wobei man ein Gewichtsverhältnis H2O
Kohlenwasserstoffe von 0,5 : 1 bis 3 : 1 einstellt, daß man
das wasserdampfhaltige Gemisch als Einsatzgemisch mit einer
Eingangstemperatur von 380 bis 700°C in einen zweiten Reaktor
leitet, der einen zweiten formselektiven Katalysator enthält,
daß man aus dem zweiten Reaktor ein drittes Produktgemisch
abzieht, dessen summierter Gehalt an Propylen und
Butenisomeren mindestens 50 Gew.-% der olefinischen
Bestandteile des dem zweiten Reaktor zugeführten
Einsatzgemisches beträgt, und daß man das dritte
Produktgemisch kühlt und mindestens teilweise in die
Trenneinrichtung führt.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man in
der Trenneinrichtung einen C4-Olefine enthaltenden
Partialstrom abtrennt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß
der erste Reaktor ein Röhrenreaktor ist.
4. Verfahren nach Anspruch 1 oder einem der folgenden, dadurch
gekennzeichnet, daß man im zweiten Reaktor bei einem Druck
von 0,2 bis 3 bar arbeitet.
5. Verfahren nach Anspruch 1 oder einem der folgenden, dadurch
gekennzeichnet, daß das dem ersten Reaktor zugeführte
Reaktionsgemisch ein Gewichtsverhältnis Wasser/Methanol oder
Wasser/Methanoläquivalente von 0,1 : 1 bis 1,5 : 1 aufweist.
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