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Verfahren und Katalysatoren zur Vergasung von Methanol Die Erfindung
betrifft Katalysatoren und katalytische Verfahren für die Vergasung von Methanol,
die zur Herstellung von Methan aus Methanol dienen.
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Methanol kann in Gegenwart von Wasserdampf unter Verwendung eines
Metallkatalysators bei Temperaturen unterhalb 400 °C gemäß der folgenden exothermen
Reaktion vergast werden:
Bei hohen Methanolkonzentrationen wird das Methanol zunächst in endothermer Reaktion
nach folgender Gleichung zu Kohlenmonoxid und Wasserstoff umgesetzt:
Exotherme Folgereaktionen, in denen Methan und Kohlendioxid nach folgenden Gleichungen
entstehen, werden durch hohe Methanolkonzentrationen inhibiert. Mit fortschreitender
Umsetzung des Methanols nimmt jedoch seine Konzentration ab, wodurch die zuletzt
aufgeführten Reaktionen ablaufen können. Da die bei hohen Methanolkonzentrationen
ablaufende Reaktion der ersten Stufe gemäß Gleichung (2) endotherm verläuft, fällt
die Temperatur im Reaktor zunächst ab, und es besteht die Gefahr daß die Reaktion
abbricht. Ein weiterer Nachteil ist darin zu sehen, daß gemäß der Gleichungen
die Gefahr einer Abscheidung von Kohlenstoff besteht, bevor die Reaktionen (3) und
(4) ablaufen können.
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Erfindungsgemäß werden für die simultan oder konsekutiv verlaufende
Zersetzung des Methanols Katalysatoren eingesetzt, die zugleich dehydratisierende
und dehydrierende Funktionen ausüben, so daß das Methanol nach einem Mechanismus
zersetzt wird, der keine komplette Umsetzung zu Kohlenoxiden und Wasserstoff in
erster Stufe voraussetzt.
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Mit Katalysatoren, die diese Charakteristika vereinen, kann ein beträchtlicher
Anteil des Methans durch einen anderen Mechanismus als den der Hydrierung der Kohlenoxide
erzeugt werden. Hierunter soll verstanden werden, daß mindestens 5 % des Kohlenstoffs
der Beschickung als Methan erscheint, das auf einem anderen Wege als über die Kohlenoxide
entstanden ist.
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Vorzugsweise werden die Dehydratisierungs- bzw. Dehydratisierungs-
und Dehydrierungskatalysatoren in einer ersten Verfahrensstufe eingesetzt, während
die zweite Stufe des Verfahrens aus einer konventionellen katalytischen Methanisierung
unter Verwendung üblicher Katalysatoren, z. B.
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Metallen der Gruppe VIII, besteht.
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Durch die vorliegende Erfindung werden u. a. folgende Vorteile erzielt:
1.
Durch die Methanerzeugung in der ersten Stufe wird diese Reaktion weniger endotherm,
wodurch die Abkühlung des Katalysators vermieden wird.
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2. Die Gefahr der Zersetzung zu Kohlenstoff wird vermindert.
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3. Da das Reaktionsprodukt der ersten Stufe einen beträchtlichen Gehalt
an Methan aufweist, wird die Belastung in der Methanisierung der nachfolgenden Stufe
vermindert und damit die Notwendigkeit, die Reaktionswärme abführen zu müssen.
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Zum Beispiel können für die erste Stufe oder die ersten Stufen geeignete
Katalysatoren für jede Funktion eine oder mehrere der folgenden Komponenten enthalten:
Zur Dehydratisierung: Phosphorsäure und Phosphate, Wolframate und Wolframsäure,
die im Gemisch mit Eisenoxid und Chromoxid, Siliziumdioxid, Aluminiumoxid und Aluminiumphosphat
eingesetzt werden können.
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Zur Dehydrierung: Zinkoxid, Kupferoxide, metallisches Kupfer oder
Eisen- und Chromoxide.
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Ein normaler Methanisierungskatalysator, ein Metall der Gruppe VIII,
wie z. B. Nickel, wirkt auch als Dehydrierungskatalysator, könnte jedoch bei der
Umsetzung von Methanol nicht als Katalysator in der Vergasungsstufe verwendet werden.
Er könnte jedoch in einer oder mehreren sich anschließenden Stufen eingesetzt werden,
beispielsweise um die Methanausbeute zu maximieren oder im Anschluß an ein separates
Dehydratisierungsverfahren.
In der ersten Stufe werden in Gegenwart
des Katalysators mit den oben erwähnten beiden Funktionen, der jedoch frei von Elementen
der Gruppe VIII in metallischer Form ist, folgende typische Reaktionsbedingungen
eingehalten: Die Temperatur liegt zwischen 150 und 750 °C, vorzugsweise zwischen
200 und 650 °C, beispielsweise zwischen 300 und 550 °C, bei Drucken zwischen Atmosphärendruck
und 141 kp/cm2 oder bis zu 211 kp/cm2, jedoch vorzugsweise zwischen 10,5 und 84
kp/cm2. Das Verfahren kann in Abwesenheit von Wasserdampf durchgeführt werden,oder
in Gegenwart von 0,2:1 bis 10:1 Mol Wasserdampf pro Mol Methanol, vorzugsweise mit
Molverhältnissen 2:1, beispielsweise 1:1 oder weniger.
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Die Anwesenheit von Wasserdampf ist bedeutsam bei Einsatz von Oxidkatalysatoren,
z. B. Eisenoxid und Chromoxid, denen eine dem Kontakt eine dehydratisierende Wirkung
verleihende Verbindung, wie z. B. Phosphorsäure, beigemischt wurde, da der Wasserdampf
die Reduktion der Oxide zu Metallen verhindert. Es wurde gefunden, daß sich der
Mechanismus der Methanolzersetzung an Metalloxidkatalysatoren, z. B. an Eisenoxid/Chromoxid-Gemischen,
von dem oben erwähnten an Metallkatalysatoren der Gruppe VIII grundsätzlich unterscheidet.
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Es konnte gezeigt werden, daß bei Anwendung von Metalloxidkatalysatoren
als primäres Produkt der Zersetzung von Methanol Methan entsteht, wobei die Selektivität
zu Methan unabhängig vom umgesetzten Methanol ist. Beispielsweise beträgt die Selektivität
zu Methan bei Einsatz eines typischen Hochtemperatur-Konvertierungskatalysators,
der aus einem Gemisch von Eisenoxid und Chromoxid besteht, bei einer Temperatur
von 450 °C, einem Druck von 42 kp/cm² und einem Wasserdampfverhältnis von 3:1 15
t. Werden diesem
Kontakt zur Erzielung der Dehydratisierungswirkung
5 % Phosphat als Phosphorsäure zugesetzt, so wird unter gleichen Reaktionsbedingungen
eine Selektivität von 32 z erzielt.
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Der Anteil an Methan im primären Produkt der Zersetzung stellt aus
folgenden Gründen einen wichtigen Faktor dar: a) Mit steigendem Methangehalt des
Gases nimmt der endotherme Charakter der Reaktion ab; bei einem Methangehalt von
ca. 37 % befindet sich die Reaktion im thermischen Gleichgewicht.
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b) Die Belastung der zweiten Verfahrens stufe durch Wärmeabführung
und Methanisierung wird mit steigender Methankonzentration aus der ersten Stufe
beträchtlich reduziert.
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Gemäß der Erfindung wird danach ein Katalysator für die Vergasung
von Methanol bereitgestellt, der dehydratisierende und dehydrierende Wirkung vereinigt
und aus einer Kombination von Eisen- und Chromoxidgemischen, frei von Elementen
der Gruppe VIII in metallischer Form, mit Dehydratisierungskatalysatoren, wie z.
B. Phosphaten oder Phosphorsäure, besteht.
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An Stelle der oder zusätzlich zu den Phosphaten oder der Phosphorsäure
kann der beigemischte Dehydratisierungskatalysator auch Wolframate, Wolframsäure,
Aluminiumphosphat oder aktiviertes Aluminiumoxid enthalten. Vorzugsweise hat der
neue Eisen-/Chromoxid-Katalysator einen hohen Gehalt an Chromoxid (von etwa 8 Ges.%
bis etwa 18 Ges.%) und einen Gehalt von 1 bis 9 Ges.% Phosphat oder Phosphorsäure,
berechnet als Phosphation.
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Vorzugsweise wird das erfindungsgemäße Verfahren zur katalytischen
Vergasung von Methanol unter Einsatz von Kontakten, die dehydratisierende und dehydrierende
Funktionen in sich vereinigen, so durchgeführt, daß die Methanausbeute in einer
ersten Vergasungsstufe 30 z übersteigt; mehr bevorzugt werden Ausbeuten oberhalb
37 oder gar 40 l.
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In einer einfachen Ausführungsform würde das Verfahren aus der Reaktion
an dem erfindungsgemäßen Katalysator der ersten Stufe und einer nachfolgenden Methanisierungsstufe
bestehen, beide Stufen können wiederholt werden. Alternativ können jedoch beide
katalytischen Reaktionen in jeweils mehr als einer Stufe durchgeführt werden. Wenn
z. B. die Zersetzung des Methanols in der ersten Stufe exotherm verläuft, kann die
Temperatur durch Einspritzen weiterer Methanolanteile zwischen aufeinanderfolgenden
Katalysatorbetten oder aufeinanderfolgenden Stufen der gleichen katalytischen Reaktion
beeinflußt werden. Die sich anschließende Methanisierung könnte dann in konventioneller
Weise durchgeführt werden. Durch zusätzliche Einspritzung von Methanol würde sowohl
die Anpassung des Wasserdampfgeha.ltes als auch die Temperaturregelung beeinflußt
werden. Die thermische Ausbeute eines Mehrstufenverfahrens ist höher als die eines
einfachen Zweistufenverfahrens, da den Reaktanden geringere Anteile an Wasserdampf
zugesetzt werden brauchen und die Reaktionswärme zur Verdampfung und Vorerhitzung
des Methanols ausgenutzt werden kann, insbesondere dann, wenn die erste Stufe bei
einer Ausbeute von mehr als 37 t Methan insgesamt exotherm verläuft.
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Es ist auch möglich, Dehydratisierung und Dehydrierung getrennt durchzuführen,
anstatt beide Funktionen in einem einzigen Kontakt zu vereinigen. Man könnte z.
B. das Methanol an einem der oben erwähnten Dehydratisierungskatalysatoren zersetzen
und das Reaktionsprodukt einem der oben erwähnten Dehydrierungskatalysatoren zuführen,
woran sich vorzugsweise eine Methanisierung schließen würde, oder aber das Reaktionsprodukt
direkt einem Katalysator zuführen, der sowohl dehydrierend als auch methanisierend
wirkt, z. B. einem Metall der Gruppe VIII, wie Nickel.
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So kann das Methanol zunächst unter Verwendung von Aluminiumphosphat
als Dehydratisierungskatalysator zu Dimethyläther dehydratisiert werden, und dieses
Reaktionsprodukt dann mit einem Eisenoxid/Chromoxid-Mischkatalysator oder direkt
mit einem Nickelkatalysator behandelt werden. Der Behandlung an einem Mischoxidkatalysator
kann eine abschließende Methanisierung an einem Nickelkontakt folgen.
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Vorteilhaft wird das erfindungsgemäße Verfahren so gestaltet, daß
in jeder Verfahrensstufe Reaktoren eingesetzt werden, in denen der Katalysator zur
Verbesserung des Wärmeübergangs zwischen den Reaktanden und zur Steigerung der thermischen
Ausbeute in der Wirbelschicht geführt wird. Der Katalysator kann unter dem Druck
des eingeführten Methanol- und Wasserdampfs in einem Reaktor fluidisiert werden,
in den zur Temperaturregelung flüssiges Wasser eingeführt wird, und der in der Abgasleitung
einen Staubabscheider enthält. Bei Wirbelschichtfahrweise kann das Vorwärmen von
Reaktanden wie z. B. Methanol reduziert oder ganz vermieden werden, ebenso wird
die Verkokung des Katalysators reduziert oder vermieden.
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Es ist auch klar, daß, wenn das Verfahren eine abschließende Methanisierungsstufe
unter Verwendung eines Nickelkatalysators einschließt, zusätzlich eine Beschickung
aus Flüssiggas oder Naphtha in die Reaktionsprodukte der Methanolvergasung eingespritzt
werden kann. Die Einführung dieser zusätzlichen Beschickung kann eine gesteigerte
Ausbeute in bezug auf die Produktumsetzung bewirken, d. h.
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eine verbesserte Ausnutzung des Kohlenstoffs, woraus eine Verminderung
des Gehalts an später zu entfernendem Kohlendioxid resultiert. Im Vergleich zur
Methanisierung ohne Kohlenwasserstoffzusatz wird die Ausnutzung des Wasserstoffs
verbessert, da die eingespeisten Kohlenwasserstoffe am Nickelkatalysator bevorzugt
mit Wasserstoff reagieren.
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Außerdem wird die Wärmebilanz verbessert, wodurch die Belastung des
Reaktors dieser Stufe verringert wird. Auf diese Weise kann in einer Methanolvergasungsanlage
eine höhere Ausbeute erzielt werden.
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Außerdem kann eine solche Anlage dem Einsatz verfügbarer Rohstoffe
angepaßt werden.
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In ähnlicher Weise kann ein zum Stande der Technik gehörendes Verfahren
zur Erzeugung von Methan aus Naphtha und Flüssiggas, das sogenannte katalytische
Reichgasverfahren (CRG-Verfahren), und eine unter der Bezeichnung hydrierende Vergasung
(hydrogasification) bekannte modifizierte Ausführungsform dieses Verfahrens leicht
den Erfordernissen der Erfindung angepaßt werden, indem an Stelle von Flüssiggas
oder Naphtha Methanol als Rohstoff eingesetzt wird.
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In den zum Stande der Technik gehörenden Verfahren wird die Kohlenwasserstoffbeschickung
im Gemisch mit Wasserdampf in
einem adiabatischen Reaktor an einem
Nickelkontakt zur Reaktion gebracht. Die Reaktionsprodukte befinden sich im Gleichgewicht
in bezug auf die Methan-Wasserdampf- und auf die Wassergasreaktion und werden gewöhnlich
zur Gewinnung eines synthetischen Erdgases einer Methanisierung der Kohlenoxide
sowie einer Kohlendioxidwäsche unterworfen. In diesen Verfahren kann kein Methanol
als Beschikkung eingesetzt werden, da Methanol die Methanisierung der Kohlenoxide
durch den Nickelkatalysator inhibiert und die Geschwindigkeit der Spaltung des Methanols
in Kohlenmonoxid und Wasserstoff sehr viel größer ist als die Geschwindigkeit der
Methanisierung des Kohlenmonoxids mit Wasserstoff zu Methan. Wenn der Nickelkatalysator
der ersten Stufe eines CRG-Verfahrens durch den Katalysator gemäß der Erfindung
ersetzt wird, kann bei Einsatz einer Methanolbeschickung bereits in dieser Stufe
ein Gas mit hohem Methangehalt erhalten werden, das durch nachfolgende Methanisiet
, rung und CO2 -Wäsche in ein synthetisches Erdgas mit hohemHeizwert, beispielesweise
einem Heizwert oberhalb 8010 kcal/Nm3, überführt werden kann.
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Der neue in der ersten Stufe der Anlage eingesetzte Mischkatalysator
besteht erfindungsgemäß aus einem Eisenoxid/ Chromoxid-Gemisch und enthält zusätzlich
einen Dehydratisierungskatalysator, vorzugsweise Phosphorsäure.
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Beispiel 1 Ein Methanol-Vergasungskatalysator wurde durch Mischfällung
von Fe203/Cr203-Oxiden aus gemischten Lösungen von Eisen(II)-sulfat und Kaliumdichromat
mit Sodalösung hergestellt. Das Verhältnis von Eisen(II)-sulfat zu Kaliumdichromat
wurde so eingestellt, daß das resultierende binäre Fe203/Cr203-Gemisch 8 Gew.t Cr203
enthielt. Das Oxidgemisch wurde zur Entfernung von Sulfat mit Wasser gewaschen,
der Filterkuchen 4 Stunden bei 300 0C getrocknet.
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Der getrocknete Filterkuchen wurde pulverisiert und in eine verdünnte
Phosphorsäure gegeben, deren Konzentration 2 Gew.% P043 , bezogen auf das Gewicht
des binären Oxidgemischs, betrug. Die Aufschlämmung wurde eine Stunde lang gerührt,
filtriert und der feste Filterrückstand wiederum bei 300 °C getrocknet. Eine Analyse
des Festkörpers ergab, daß dieser 3-P04 enthielt und somit quantitativ mit dem Phosphat
reagiert hatte. Dies wurde durch eine Analyse des Filtrats bestätigt, welches kein
Phosphat enthielt.
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Das getrocknete Pulver wurde mit 2 z Graphit vermischt und zu Tabletten
im Format 4,8 - 4,8 mm gepreßt. 120 ml der Tabletten wurden in einen adiabatischen
Methanolvergasungs-Versuchsreaktor gefüllt. Der Katalysator wurde 24 Stunden mit
H20/H2 (1:1) reduziert, während welcher Zeit der H2S-Gehalt des Ausgangsgases auf
einen Wert t 0,1 ppm absank. Drei weitere ähnliche adiabatische Reaktoren wurden
mit je 80 ml Girdlers Methanisierungskatalysator G 87 gefüllt. Die drei Methanisierungsreaktoren
wurden hinter den Vergasungsreaktor geschaltet, so daß jetzt insgesamt vier Katalysatorbetten
hintereinander geschaltet waren. Bevor-alle Reaktoren miteinander verbunden wurden,
waren die drei Methanisierungsreaktoren 24 Stunden lang bei 350 °C mit H20/H2 (1:1)
reduziert worden. Die Eingangstemperatur jedes Reaktors wurde durch Vorerhitzen
in einem Salzbad geregelt.
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In den als Verdampfer fungierenden Vorerhitzer des Vergasungsreaktors
wurden pro Stunde 625 ml eines äquimolaren Gemischs von Methanol und Wasser gepumpt,
die Eingangstemperatur des Methanolvergasungsreaktors betrug 420 °C. Die Salzbäder
an den Einlässen der Methanisierungsreaktoren wurden so eingeregelt, daß die Eintrittstemperatur
für alle
Reaktorbetten 315 0C betrug. Der Druck betrug in allen
vier Reaktoren 84 kp/cm2 Der Temperaturanstieg über den Vergasungsreaktor betrug
185 0C. Dieser Wert blieb während eines 1000-stündigen kontinuierlichen Betriebs-
konstant. Thermochemische Berechnungen ergaben, daß dieser Temperaturanstieg einem
50 zeigen Umsatz des Methans zu Methan entspricht. Als Maß für die Aktivität des
Katalysators wurde während des 1000-stündigen Betriebs das Temperaturprofil gemessen.
Die Methanselektivität wurde in Abständen von zwölf Stunden bestimmt. Nach einer
Anfahrperiode von 100 Stunden zeigten Aktivität und Selektivität keine wesentlichen
Schwankungen.
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In ähnlicher Weise wurden auch die Temperaturprofile in den drei Methanisierungsreaktoren
gemessen. Auch hier traten nach 100 Stunden keine wesentlichen Aktivitätsschwankungen
mehr auf. Gas analysen und Messungen der Austrittstemperaturen ergaben, daß sich
das Gas am Ausgang jedes Reaktors im Gleichgewicht gemäß
befand.
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Das aus dem letzten Reaktor austretende Gas wurde zur Entfernung des
C02 durch einen Natriumhydroxid-Wäscher geleitet. Eine Analyse des Endprodukts ergab,
daß ein synthetisches Erdgas bzw. Erdgasaustauschgas mit einem Heizwert von 8757
kcal/Nm3 vorlag.
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Jeder Versuchsreaktor bestand aus einem Rohr von 25,4 mm Innendurchmesser,
das zum Teil von einer mit dem Boden verbundenen Metallhülse umgeben war. Die Metallhülse
wurde mit Vermiculit als Isoliermaterial gefüllt und der Einlaß zum Katalysatorbett
gerade oberhalb des niedrigsten Niveaus der Isolierschicht angeordnet.
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Der Reaktor wurde in ein Salzbad getaucht; im isolierten Reaktor herrschten
annähernd adiabatische Reaktionsbedingungen. Aus Analysen und Temperaturmessungen
am Eintritts-und Austrittsgas konnten die Temperaturen errechnet werden, die in
einem streng adiabatisch arbeitenden Reaktor erreicht worden wären. Das zur Basis
des Reaktors führende Eintrittsrohr wurde durch das Salzbad geführt, wodurch die
Verdampfung des in den Reaktor gepumpten Methanol/Wasser-Gemischs sichergestellt
war.
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Beispiele 2 bis 9 Der in diesen Beispielen eingesetzte Mischoxidkatalysator
wurde durch AufDsen der entsprechenden Anteile von 1) FeS04.7H20 und 2) Na2Cr207e2H20,
Na3P04 und Na2C03 in etwa gleichen Teilen Wasser und Erwärmen der Lösungen auf 80
OC hergestellt. Die Lösung gemäß 2) wurde unter ständigem Rühren im Verlauf einer
3/4 Stunde in die Eisen(II)-sulfat-Lösung gegeben, wobei die Temperatur auf 80 OC
gehalten wurde. Der Niederschlag wurde abfiltriert, bei 300 OC kalziniet, auf eine
Korngröße <12 mesh zerkleinert und gewaschen. Die Körnchen wurden bei 110 OC
getrocknet, mit 2 Gew.l Graphit vermischt und zu Tabletten im Format 6,4 x 6,4 mm
gepreßt.
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Die Zusammensetzung der Katalysatoren wurde in den verschiedenen Beispielen
variiert. In den Beispielen 3 und wurden von folgenden Mengen ausgegangen: Na3PO4
11,4 g Na2Cr2072H20 114,0 g FeS047H20 833,0 g Na2CO3 270,0 g Das Eisen(II)-sulfat
wurde vor dem Temperieren und Mischen in 4 1 Wasser gelöst, die übrigen Bestandteile
in 3 1 Wasser.
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Angestrebter und tatsächlicher Gehalt des Katalysators waren wie folgt:
angestrebt tatsächlich Cr203 17,5 % 16,6 z 3-P04 2,0 8 2,03 $ Die Katalysatoren
für die verschiedenen Beispiele wurden jeweils in den im Salzbad befindlichen Reaktor
gefüllt. Einige Beispiele wurden zur Erzielung von durch die Temperatur des Salzbads
gesteuerten isothermen Bedingungen ohne die Vermiculit-Isolierhülse gefahren. Methanol
und Wasser wurden im erforderlichen Verhältnis vorgemischt. Das Gemisch wurde unter
bestimmten Drucken in den Reaktor gepumpt. Die angewandten Reaktionsbedingungen
werden, ebenso wie die erhaltenen Resultate in Tabelle 1 wiedergegeben.
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- Tabelle 1 -
TABELLE 1: ========== Beispiel Katalysator
Reaktionsbe- Salzbad- Druck Molverhältnis Methan- Berechneter Nr. %Cr2O3 %PO43-
dingungen tempeatur (°C) (kp/cm²) H2O/MeOH selekti- Temperaturvität (%) anstieg
2 8.8 4.5 Isotherm 475 42 1 : 1 45,0 + 115 3 16.6 2.03 Isotherm 475 84 1 : 1 46.0
+ 130 4 12.3 8.1 Isotherm 475 84 1 : 1 45.6 + 120 5 15.4 7.9 Isotherm 475 84 1 :
1 43.0 + 85 6 14.7 2.4 Isotherm 475 84 1 : 1 42.0 + 75 7 14.7 2.4 Isotherm 475 84
1 : 2 45.1 + 120 8 16.6 2.03 Adiabatisch 450 84 1 : 2 49.0 + 190 9 16.5 2.03 Adiabatisch
450 42 1 : 2 47.0 + 150
Alle Selektivitäten beziehen sich auf 100
%igen Umsatz des Methanols und wurden aus Analysen der trockenen Gase nach % Methan
t Selektivität = ~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~~ % Methan + % Kohlenoxide errechnet.
In den isotherm arbeitenden Reaktoren betrugen die Katalysatorvolumina 20 ml, in
den adiabatischen Reaktoren 60 ml. In allen Fällen betrug die Raumgeschwindigkeit
2000 h-1, Beispiele 10 bis 13 Die Katalysatoren dieser Beispiele wurden nach dem
im Bei spiel 1 beschriebenen Verfahren hergestellt. Der Katalysator wurde in den
Versuchs reaktor gefüllt und das Methanol/Wasser-Gemisch durch den in ein Salzbad
tauchenden Reaktor gepumpt.
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Reaktionsbedingungen und Ergebnisse werden in Tabelle 2 wiedergegeben.
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TABELLE 2: Beispiel Katalysator Reaktionsbedin- Eingangs- Druck Molver-
%Methan-N r. Cr203 P04 3- gungen tempea- (/ hält- selektitur zP°4 tur ( C) cm) nis
vität H20/ MeOH 10 17.5 2.3 Isotherm 475 42 1 : 1 43.2 11 17.5 2.3 Isotherm 475
70 1 : 1 45.1 12 8.0 1.8 Adiabatisch 450 70 1 : 1 50 13 8.0 1.3 Adiabatisch 450
70 1 : 1 50