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Die
vorliegende Erfindung bezieht sich auf ein Verfahren zur Dehydrierung
von Ethylbenzol zur Styrol in einem Fließbettreaktor/Regeneratorsystem
in Gegenwart eines Katalysators auf der Basis eines Eisenoxids und
weiterer Beschleuniger, die z. B. aus Metalloxiden wie etwa Alkalioxiden,
Erdalkalimetalloxiden und/oder Oxiden der Metalle der Gruppe von
Lanthanoiden, gestützt
auf ein modifiziertes Aluminiumoxid.
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Styrol
ist ein wichtiges Zwischenprodukt, das bei der Herstellung von Kunststoffen
und Gummis verwendet werden kann.
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Insbesondere
wird Styrol für
die Herstellung von Polystyrolen (GPPS-Kristalle, hochschlagfestes
HIPS und verschäumbares
EPS), Acrylonytril-Styrol-Butadien-(ABS)- und Styrolacrylonitril-(SAN)-Kopolimeren
und Styrol-Butadiengummis (SBR) verwendet.
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Die
Dehydrierungsreaktion von Ethylbenzol zu Styrol weist einige wenige
besondere Merkmale auf, denen bei der Auslegung der Technologie
Rechung getragen werden muß.
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Das
erste besteht in der Tatsache, daß die Reaktion durch thermodynamisches
Gleichgewicht gesteuert wird und folglich die Umwandlung pro Durchgang
nicht total ist. Der Dehydrierungsgrad erhöht sich mit einem Anstieg in
der Temperatur und mit einer Verringerung im Gesamtdruck, beim Vorgang
der Reaktion mit konstantem Druck, mit einer Erhöhung im Volumen. Um wirtschaftlich
akzeptable Umwandlungen zu erhalten, ist es daher notwendig, die
Reaktion bei Temperaturen allgemein im Bereich von 540°C bis 630°C durchzuführen.
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Die
Verwendung von hohen Temperaturen stimuliert jedoch Nebenreaktionen,
die durch eine größere Aktivierungsenergie
in Bezug auf den Dehydrierungswert gekennzeichnet sind. Als Ergebnis
hiervon werden mehr oder weniger signifikante Mengen von Nebenprodukten,
die hauptsächlich
aus Toluol, Benzol, Koks und Leichtprodukten bestehen, zusammen
mit dem Hauptprodukt gebildet.
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Es
ist daher notwendig, einen Katalysator zu verwenden, der in der
Lage ist, die Reaktion auf das gewünschte Produkt zu richten.
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Der
letzte wichtige Aspekt besteht in der Tatsache, daß die Reaktion
extrem endotherm ist, mit einer Reaktionswärme gleich bis zu 28 Kcal/mol
Styrol entsprechend 270 Kcal/kg hergestelltem Styrol.
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Die
erforderliche hohe Wärme
und die hohen thermischen Werte, bei denen sie ausgetauscht werden muß, beeinflussen
die Auslegung der Technologie in großem Maße.
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Die
Technologien, die derzeit kommerziell angewandt werden (Fina/Badger
und Lummus/UOP, klassische SM-Prozesse) erfüllen die Anforderungen, die
durch die Thermodynamik der Reaktion mittels Prozessen auftreten,
die einen Massenkataly sator vorwiegend auf der Basis von Eisenoxid
und mit Beschleunigung durch Alkalis benutzten und die Verwendung
beinhalten von:
- – mehreren adiabatischen Reaktoren
in Reihe, mit Zwischenerwärmungsstufen
bei einer Temperatur im Bereich von 540°C bis 630°C und mit Kontaktzeiten in der
Größenordnung
von Zehnteln einer Sekunde,
- – radialen
Durchflußreaktoren,
die unter Vakuum bei einem Druck im Bereich von 30,39 bis 50,65
KPa (Pascal absolut) (0,3 bis 0,5 ata) (Atmosphären absolut) arbeiten, und
- – Wasserdampf,
der mit der zu dehydrierenden Charge zugeführt wird.
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Wasser
ist der Hauptbestandteil in der dem Reaktor zugeführten Charge.
Die typische molare Konzentration beträgt 90%, selbst wenn höhere Konzentrationen
häufig
gewählt
werden, um die chemische Lebensdauer des Katalysators zu verlängern.
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Der
Dampf hat folgende Funktionen:
- – den Partialdruck
der Produkte zu verringern und von daher das thermodynamische Gleichgewicht
günstig zu
verschieben,
- – zur
Entfernung des Kokses beizutragen, der auf der Oberfläche des
Katalysators abgesetzt wird, wobei keine Regeneration des Katalysators
mit Luft stattfindet,
- – die
Wärme zu
liefern, die für
die Dehydrierung des Ethylbenzols notwendig ist,
- – die
Alterung des Katalysators zu verlangsamen.
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Bei
einem Arbeiten mit diesen Technologien werden Umwandlungen im Bereich
von 60 bis 65% erreicht, bei Spezifität zu Styrol höher als
90 Gewichtsprozent.
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Diese
Verfahren haben jedoch die folgenden Nachteile:
- – die Verwendung
großer
Mengen von Wasser (H2O/EB = 9,0–10 molar) überhitzt
mit Temperaturen höher als
700°C, was
die Verwendung von Überhitzungsöfen und
daher hohe Investierungskosten erforderlich macht,
- – Alterung
des Katalysators und folglich die Notwendigkeit, ihn nach 18 bis
36 Monaten des Betriebs zu ersetzen, was ein Stoppen der Einheit
und demgemäß eine Unterbrechung
der Produktion für
den Zeitraum mit sich bringt, der für das Ersetzen des Katalysators
notwendig ist,
- – nicht-optimierte
Energierückgewinnung,
da die derzeitigen Technologien nur die Rückgewinnung der sensitiven
Dampfwärme
und nicht die der latenten Wärme
beinhalten,
- – Ausführung der
Reaktion unter Vakuum (absoluter Durchschnittsdruck 40,52 KPa (abs.
Pa) (0,4 ata)) und daher in extrem verdünnter Phase in EB, wobei der
EB-Partialdruck
auf einem Durchschnittswert = 4,052 KPa (abs. Pa) (0,04 ata) liegt.
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Es
wurde nun gefunden, daß es
möglich
ist, diese Nachteile mittels eines Verfahrens zu überwinden, das
ein Fließbettreaktor/Regenerator-System
und einen Katalysator auf der Basis von Eisenoxid, gestützt auf mikrosphäroidales
Aluminiumoxid modifiziert mit, Siliciumdioxid und weiteren Metalloxiden
als Beschleuniger, verwendet.
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Das
Verfahren nach der vorliegenden Erfindung hat beträchtliche
wirtschaftliche Vorteile, insbesondere:
- – ein für die thermodynamische
Reaktion günstiges
thermisches Profil des Reaktors,
- – die
Wärme wird
direkt zur Reaktion durch den regenerierten Katalysator übertragen,
so daß von
daher Überhitzungsöfen für den Wärmeaustausch
nicht erforderlich sind und die starke Nachmischung des Fließbettes
die Bildung von Überwärmungszonen
verhindert, die die Spezifität
verringern würden,
- – die
Möglichkeit
des Recycelns des Wasserstoffes,
- – die
Anlage kann mit großer
Flexibilität
im Sinne der aktuellen Produktionskapazität im Hinblick auf die projektierte
betrieben werden,
- – die
Dehydrierungsreaktion und die Regeneration finden in räumlich getrennten
Zonen statt, was die Mischung von Kohlenwasserstoffströmen mit
Sauerstoffströmen
verhindert,
- – das
Verfahren wird bei einem Druck ausgeführt, der atmosphärisch oder
leicht höher
ist, so daß es
als Ergebnis keine Luftinfiltrationen von der Außenseite in die Reaktionszone
gibt,
- – die
Molarkonzentration des Inertgases/Ethylbenzols in der Zuführung ist
viel niedriger mit Blick auf handelübliche Technologien,
- – es
ist nicht notwendig, eine spezifische Behandlung für die Reduzierung
der Emissionen gasförmiger
Verunreinigungen durchzuführen,
und
- – die
Möglichkeit
des Betriebs ohne Wasserdampf, ohne daß eine chemische Verschlechterung
des Katalysators eintritt.
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Die
japanische Patentanmeldung 7-328,439 beschreibt ein Verfahren für die Dehydrierung
von Ethylbenzol in Gegenwart eines Katalysators, der aus Aluminiumoxid
besteht, dabei einen Komplex von Kaliumferrat (VI) und ggf. Seltenerdoxiden
trägt,
modifiziert durch basischen Metalloxidzusatz. Dieser Katalysator
zeigt Aktivität
bei Betrieb in Gegenwart von Wasser, es werden jedoch keine Daten
in dieser Patent anmeldung über die
Leistung des Katalysators bei einem Fehlen von Wasser, als Mit-Zufuhr
von Ethylbenzol, angegeben, noch wird die Wirkung des Alterns im
einzelnen ausgeführt. Überraschend
wurde gefunden, daß durch
eine teilweise Modifizierung des Aluminiumoxidträgers durch Siliciumdioxid es
möglich
war, die Katalysatorleistung im Dehydrierungsergebnis in sigfinikanter
Weise mit augenfälligen
Vorteilen zu verbessern. Gleichzeitig wird die mechanische Festigkeit
des Katalysators selbst durch die Siliciumdioxidmodifizierung verbessert,
was ihn für
einen Fließbettbetrieb
geeigneter macht. Des weiteren ist der Katalysator auch in der Lage,
mit Stickstoff anstatt mit Wasser zu arbeiten.
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In Übereinstimmung
hiermit bezieht sich die vorliegende Erfindung auf ein Verfahren
zur Dehydrierung von Ethylbenzol zu Styrol, das im wesentlichen
darin besteht, daß
- (a) Ethylbenzol gemischt mit einem inerten
Produkt in einem Fließbettreaktor
in Gegenwart eines katalytischen Systems aus Eisenoxid und Beschleunigern
gestützt
auf Aluminiumoxid modifiziert mit 0,01 bis 10 Gewichtsprozent Siliciumdioxid
zur Reaktion gebracht und bei einer Temperatur im Bereich von 400
bis 700°C
bei einem Gesamtdruck von 10,13 bis 303,9 KPa (abs. Pa) (0,1 bis
3,0 ata) und mit einer GHSV-Raumgeschwindigkeit
im Bereich von 50 bis 10.000 h–1 (Normalliter eines
Gemisches von Ethylbenzol und Inertgas/h × Liter Katalysator) gearbeitet
wird, und
- (b) der Katalysator in einem Regenerator durch Verbrennen des
auf seiner Oberfläche
abgelagerten Kokses bei einer Temperatur oberhalb von 400°C regeneriert
wird.
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Das
in dem Verfahren nach der vorliegenden Erfindung verwendete katalytische
System besteht aus:
- (1) 1 bis 60 Gewichtsprozent,
vorzugsweise 1 bis 20%, Eisenoxid,
- (2) 0,1 bis 20 Gewichtsprozent, vorzugsweise 0,5 bis 10 Prozent,
zumindest eines Alkali- oder Erdalkalimetalloxids,
- (3) 0 bis 15 Gewichtsprozent, vorzugsweise 0,1 bis 7 Prozent,
eines zweiten Beschleunigers aus zumindest einem Seltenerdoxid,
- (4) wobei das Komplement zu 100 ein Träger ist, der aus mikosphäroidalem
Aluminiumoxid besteht, mit eine Durchmesser ausgewählt von
solchen in Delta, Theta-Phase
oder deren Gemischen, in Theta + Alpha-Phase oder Delta + Theta
+ Alpha-Phase, modifiziert
vorzugsweise mit 0,08 bis 5 Gewichtsprozent Siliziumdioxid.
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Der
Träger
hat einen derartigen durchschnittlichen Partikeldurchmesser und
eine derartige durchschnittliche Partikeldichte, daß das Endprodukt
als Gruppe A nach Geldart (Gas Fluidization Technology, D. Geldart,
John Wiley & Sons)
klassifiziert werden kann, und eine Oberfläche von weniger als 150 m2/g (BET).
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Das
vorzugsweise als erster Beschleuniger bei der vorliegenden Erfindung
verwendete Alkalimetall ist Kalium. Vorzugsweise sind zweite Beschleuniger,
die zu den Seltenerdmetallen gehören,
Cer, Lanthan und Praseodym.
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Ein
Beispiel eines Katalysators nach der vorliegenden Erfindung besteht
aus:
- (1) 5 bis 50 Gewichtsprozent Eisenoxid,
- (2) 0,5 bis 10 Gewichtsprozent eines als Oxid ausgedrückten Beschleunigers,
- (3) wobei das Komplement zu 100 ein Träger ist, der aus mikrosphäroidalem
Aluminiumoxid besteht, mit einem Durchmesser im Bereich von 50 bis
70 Mikrometern, ausgewählt
von solchen in Delta, Theta-Phase oder deren Gemischen, in The ta
+ Alpha-Phase oder Delta + Theta + Alpha-Phase, vorzugsweise modifiziert
mit 0,08 bis 3 Gewichtsprozent Siliziumdioxid.
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Das
Verfahren zur Herstellung des oben beschriebenen katalytischen Systems
kann im wesentlichen mittels der folgenden Schritte ausgeführt werden:
- – Herstellung
von Lösungen
auf der Basis von Derivaten der Bestandteile des katalytischen Systems,
- – Dispersion
der Lösungen
auf Trägern
nach obiger Definition,
- – Trocknen
der erhaltenen Feststoffe,
- – Calcinierung
der getrockneten Feststoffe bei einer Temperatur im Bereich von
500 bis 900°C.
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Die
Dispersion der Katalysatorkomponenten auf dem Träger kann unter Verwendung herkömmlicher Techniken
ausgeführt
werden, wie etwa als Imprägnierung,
Ionenaustausch, Dampfniederschlag oder Oberflächen-Adsorption.
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Vorzugsweise
wird die "Anfangsnässe"-Imprägnierungstechnik
verwendet.
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Nach
einer bevorzugten Ausführungsform
wird der Katalysator hergestellt durch:
- (a)
Zugabe einer Teilmenge des Beschleunigers zum Träger,
- (b) Trocknen bei 100 bis 150°C
und wahlweise Calcinierung des getrockneten Feststoffes bei einer
Temperatur, die 900°C
nicht überschreitet,
- (c) Dispersion des Eisenoxids und Beibehaltung der Teilmenge
des Beschleunigers auf dem modifizierten Träger (a),
- (d) Trocknen bei 100 bis 150°C
und Calcinierung des getrockneten Feststoffes bei einer Temperatur
im Bereich von 500 bis 900°C.
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Die
Schritte (c) und (d) können
mehrmals wiederholt werden.
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Stickstoff,
Methan, Wasserstoff und Wasserdampf können als gasförmiges inertes
Produkt in einem Volumenverhältnis
inertes Gas/Ethylbenzol im Bereich von 1 bis 6, vorzugsweise von
2 bis 4, verwendet werden. Vorzugsweise werden Methan und Stickstoff
verwendet.
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Nach
einer weiteren Ausführungsform
des Verfahrens nach der vorliegenden Erfindung kann das Ethylbenzol
dem Reaktor gemeinsam mit Paraffin zugeführt werden, das ausgewählt ist
aus Ethan, Propan oder Isobutan, um die gleichzeitige Dehydrierung
der gemeinsam zugeführten
Produkte zu erhalten, so daß sich
Styrol bzw. die entsprechenden Olefine ergeben.
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Insbesondere
wenn das Ethylbenzol zusammen mit Ethan zugeführt wird, kann das Verfahren
so ausgeführt
werden, wie es im US-Patent 6,031,143 beschrieben ist.
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Nach
einer weiteren Ausführungsform
des Verfahrens nach der vorliegenden Erfindung kann das Ethylen
zu einer Alkylierungseinheit zusammen mit einem Strom von Benzol
recycelt werden, so daß sich Ethylbenzol
ergibt.
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In
dem Reaktor-Regenerator-System zirkuliert der Katalysator kontinuierlich
im fluidifizierten Zustand zwischen dem Reaktor und Regenerator,
so daß das
Verfahren kontinuierlich ausgeführt
werden kann.
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Die
für die
Reaktion benötigte
Wärme wird
durch den regenerierten Katalysator beigebracht, der den Reaktor
bei einer Temperatur erreicht, die höher ist als die durchschnittliche
Reaktionstemperatur.
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Der
Katalysator wird im Reaktor in einem fluidifizierten Zustand durch
das Reagenzgemisch (inertes Gas/Ethylbenzol) gehalten, das in das
Katalysatorbett von unten mit Hilfe eines geeigneten Verteilersystems eintritt.
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Das
reagierte Gas verläßt den Reaktor,
nachdem es durch ein System von Zyklonen oder ein anderes Pulverabscheidungssystem
gelaufen ist, von oben. Das Gas kann dann zu einem Wärmetauscher
zum Vorwärmen
der Beschickung und nachfolgend zur Abscheidesektion geschickt werden,
wo das produzierte Styrol gewonnen wird, während die nicht-reagierte Charge
zum Dehydrierungsreaktor recycelt wird und die Nebenprodukte der
Reaktion (leichte Kohlenwasserstoffe und Wasserstoff) zurückgewonnen
und im Regenerator als Brenngas verwendet werden.
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Der
Katalysator bewegt sich im fluidifizierten Zustand im Reaktor im
Gegenstrom in Bezug auf die Gasphase. Er tritt in das Katalysatorbett
von oben durch einen Verteiler ein, der ihn gleichmäßig auf
der Oberfläche des
Bettes verteilt, und verläßt den Reaktor
von unten, wobei er durch Schwerkraft in eine Desorptionszone gelangt,
wo die Bewegung und Desorption des intrapartikulären Gases stattfindet, bei
Einführung von
Stickstoff oder Methan von unten, so daß das bewegte oder desorbierte
Gas wieder in den Reaktor eintritt, womit Verluste an Reagenzien
oder Produkten vermieden werden.
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Es
wird vorgezogen, im Fließbettreaktor
wie folgt zu arbeiten:
- – bei einer Temperatur im Bereich
von 450 bis 650°C
im Verhältnis
zur gewünschten
Reaktion, wobei die Temperatur innerhalb der vorgewählten Werte
durch Regulierung der Fließgeschwindigkeit
des regenerierten Katalysators aufrechterhalten wird,
- – bei
einem Druck, der atmosphärisch
oder leicht höher
ist,
- – bei
einer GHSV-Raumgeschwindigkeit im Bereich von 100 bis 1000 h–1,
vorzugsweise von 150 bis 300 h–1, und
- – mit
einer Verweilzeit des Katalysators im Fließbett im Bereich von 5 bis
30 Minuten und der Desorptionszone von 0,2 bis 10 Minuten.
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Nach
einer Ausführungsform
des Verfahrens nach der vorliegenden Erfindung können Gitter horizontal im Reaktorinneren
mit einem Abstand von 20 bis 200 cm voneinander und mit einem Freibereich
von 10 bis 90%, vorzugsweise von 20 bis 40%, angeordnet werden.
Der Zweck der Gitter besteht darin, das Gas und den Katalysator
an einer Nachvermischung zu hindern, so daß der Gasstrom im Reaktorinneren
einer Propfenströmung
gleicht. Die Verwendung dieser Gitter ermöglicht eine Maximierung der
Umwandlung von Ethylbenzol und Spezifität zu Styrol.
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Die
Spezifität
der Reaktion kann ferner durch das longitudinale thermische Profil
verbessert werden, das entlang dem Katalysatorbett aufgebaut wird,
mit der maximalen Temperatur im oberen Teil, wo der regenerierte
Katalysator ankommt, und der Minimaltemperatur im unteren Teil.
Der Temperaturunterschied entlang dem Bett liegt vorzugsweise im
Bereich von 15 bis 65°C.
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Um
das longitudinale thermische Profil zu optimieren, kann der regenerierte
Katalysator auf verschiedenen Höhen
des Katalysatorbettes verteilt werden.
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Der
fluidifizierte Katalysator wird nachfolgend zum Regenerator durch
ein pneumatisches Fördersystem
geschickt, bestehend aus:
- – einer Förderleitung mit zumindest einer
Zone, in der sich der Katalysator durch die Einführung geeigneter Mengen von
Gas auf zweckmäßigen Höhen abwärts bewegt,
- – einer
Zone, in der sich der Katalysator aufwärts bewegt, bis er den oberen
Teil des Katalysatorbettes erreicht, und zwar durch die Einführung von
Gas an der Basis des Steigteils.
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Der
Regenerator hat vorzugsweise ähnliche
Abmessungen wie diejenigen des Reaktors, um den Katalysator für eine für seine
Regenerierung ausreichende Zeitspanne zu halten.
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Die
Regenerierung des Katalysators wird durch die Verbrennung von Koks
mit Luft und Sauerstoff ausgeführt,
während
seine Erwärmung
unter Verwendung von Methan, einem Brenngas oder Nebenprodukten
der Dehydrierungsreaktion bei einer Temperatur erfolgt, die höher ist
als die durchschnittliche Reaktionstemperatur.
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Die
Bewegung des Gases und des Feststoffes findet auch im Regenerator
im Gegenstrom statt: Luft tritt am Boden des Katalysatorbettes ein,
während
das Brenngas auf geeigneten Höhen
entlang dem Bett eingeführt
wird.
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Das
den Regenerator verlassende Gas, das im wesentlichen aus Stickstoff
und Verbrennungsprodukten besteht, wird durch ein System von Zyklonen
oder ein anderes System im oberen Teil der Vorrichtung geleitet,
damit die mitgeschleppten Pulver abgeschieden werden, und wird dann
an einen Wärmetauscher
zum Vorwärmen
der Verbrennungsluft geschickt.
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Vor
dem Ablassen in die Atmosphäre
können
diese Gase mit einem Filtersystem oder anderen Vorrichtungen behandelt
werden, um den Pulvergehalt auf einige wenige Zehntel mg pro Nm3 Gas zu reduzieren.
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Im
Regenerator ist es vorzuziehen, mit einem atmosphärischen
Druck oder etwas höher
bei einer Raumgeschwindigkeit im Bereich von 100 bis 1000 h–1 und
mit einer Verweilzeit des Katalysators im Bereich von 5 bis 60 Minuten,
vorzugsweise von 20 bis 40 Minuten, zu arbeiten.
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Der
regenerierte und aufgewärmte
Katalysator wird zum Reaktor mittels eines pneumatischen Systems
geschickt, das die oben beschriebenen Merkmale aufweist.
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Die
Verwendung des Reaktor-Regenerator-Systems hat die folgenden Vorteile:
- – die
Möglichkeit,
die Betriebsparameter und Katalysatorleistungen über die gesamte technische
Standzeit der Anlage konstant zu halten,
- – die
Wärme wird
direkt durch den regenerierten Katalysator auf die Reaktion übertragen;
es besteht somit kein Bedarf an Überhitzungsöfen für den Wärmeaustausch
und die starke Nachmischung des Fließbettes verhindert die Bildung
von Überwärmungszonen,
die die Spezifität
verringern würden,
- – der
Wasserstoff kann recycelt werden,
- – das
Verfahren kann kontinuierlich ausgeführt werden, ohne daß die Betriebsparameter
während
der Standzeit der Anlage verändert
werden müssen,
- – die
Reaktion und Regeneration finden in räumlich getrennten Zonen statt,
so daß sich
die Kohlenwasserstoffströme
nicht mit sauerstoffhaltigen Strömen
vermischen,
- – die
molare Konzentration inertes Produkt/Ethylbenzol in der Beschickung
ist viel niedriger im Hinblick auf die handelsüblichen Technologien.
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Verwiesen
wird auf 1, wonach eine mögliche Anwendung
des Reaktor-Regenerator-Schemas vorgesehen
ist, das den Katalysator auf der Basis von gestütztem Eisenoxid vorsieht.
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Der
Flüssigkeitsstrom
von Ethylbenzol (1), der aus frischer und recycelter Beschikkung
besteht, wird bei Raumtemperatur und einem Druck von 263,38 Kpa
(abs. Pa) (2,6 ata) im Verdampfer (2) verdampft, auf etwa
420°C im
Gas-Gas-Austauscher (3) vorgewärmt, in einem geeigneten Mischer
(4) mit einem Strom (5), der vorwiegend aus Stickstoff
besteht und dessen Ursprung nachfolgend beschrieben wird, gemischt
und dem Reaktor (6) mittels eines geeigneten Verteilers
zugeführt,
der im unteren Teil gelegen ist. Der Strom (7) als Abfluß vom Reaktor
bei einer Temperatur von 600°C
bei einem Druck von 135,74 Kpa (abs. Pa) (1,34 ata), im wesentlichen
bestehend aus Stickstoff, Styrol, Wasserstoff und nicht-reagiertem
Ethylbenzol, erfährt eine
erste Kühlung
im Gas-Gas-Austauscher (3) und eine zweite Kühlung im
Gas-Gas-Austauscher
(8), von dem er mit einer Temperatur von 320°C abfließt. Dieser
Strom gelangt dann durch das Filtersystem (9), um die mitgeschleppten
Feinpartikel zu eliminieren, und wird nachfolgend mit Wasser auf
eine Temperatur von 40°C
im Austauscher (10) gekühlt.
Das Gemisch wird bei dieser Temperatur zweiphasig als Ergebnis der
teilweisen Kondensierung des Kohlenwasserstoffs.
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Der
Kondensatstrom (12) wird vom Boden im Phasenabscheider
(11) wiedergewonnen und wird, wie der Gasstrom (13),
zur nachfolgenden Rückgewinnungs-
und Reinigungszone des Produkts (14) geschickt, die im
einzelnen nicht gezeigt ist, wo die folgenden Ströme unter
Verwendung von dem Fachmann bekannten Techniken rückgewonnen
werden:
- – Strom
(15), bestehend aus reinem Styrol (Produkt),
- – Strom
(16), bestehend aus Ethylbenzol, welches zur Dehydrierung
recycelt wird,
- – Strom
(17), im wesentlichen bestehend aus Stickstoff und Wasserstoff,
leichte Kohlenwasserstoffe enthaltend,
- – Strom
(18), im wesentlichen bestehend aus Benzol und Toluol,
- – Strom
(19), bestehend aus schweren Kohlenwasserstoff-Nebenprodukten.
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Der
Strom (17) wird, nach dem Ausspülstrom (20), im Gas-Gas-Austauscher
(21) auf eine Temperatur von 550°C erwärmt und dem Regenerator (22)
mittels des Verteilers (23) zugeführt, der über dem Lufteinlaß gelegen
ist. Der Luftstrom (24) wird im Kompressor (25)
verdichtet und auf eine Temperatur von 560°C im Gas-Gas-Austauscher (26) vorgewärmt, bevor
er dem Regenerator (22) zugeführt wird.
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Der
Ablaufstrom (27) vom Regenerator, der vorwiegend aus Stickstoff
und Wasserdampf besteht, wird nachfolgend in den Austauschern (21)
und (26) gekühlt,
gelangt durch die Filter (28) zur Eliminierung der mitgeschleppten
feinen Pulver und wird im Austauscher (29) auf 40°C gekühlt.
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Der
Kondenswasserstrom (30) wird im Gefäß (31) abgeschieden,
wohingegen der verbleibende Gasstrom (32), der noch signifikante
Mengen von Wasserdampf enthält,
im Kompressor (33) bei einem Druck von 263,38 KPa (abs.
Pa) (2,6 ata) komprimiert und nachfolgend im Austauscher (34)
auf einer solche Temperatur gekühlt
wird, daß die
nahezu vollständige
Kondensierung des vorhandenen Wasser möglich ist. Der Kondensatstrom
(35) wird vom Boden des Gefäßes (36) abgezogen,
während
der Gasstrom (37), nachdem ein Teil davon ausgespült worden
ist (38), im Gas-Gas-Austauscher (8) erwärmt wird.
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Der
resultierende Strom (5) wird dann behandelt wie oben beschrieben.
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Sämtliche
katalytischen Tests werden unter Verwendung eines Quarz-Mikro-Reaktors ausgeführt, in den
50 bis 100 ml des Katalysators eingegeben werden. Der Reaktor wird
durch einen Elektroofen erwärmt, um
das Katalysatorbett auf der gewünschten
Temperatur zu halten.
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Das
Ethylbenzol wird mittels einer Dosierpumpe einem Verdampfer zugeführt und
dann mit dem inerten Gas gemischt, dessen Strömungsgeschwindigkeit mittels
eines Rotameters gemessen wird.
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Das
Reaktionsgemisch wird auf 200°C
vorgewärmt
und dem Reaktor von unten durch ein kalibriertes Septum zugeführt, das
als Gasverteiler wirkt, wodurch der Katalysator fluidifiziert wird.
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Eine
Quarzausdehnungsvase ist am Kopf des Reaktors angebracht, die die
Funktion hat, das Ablaufgas zu verlangsamen und die feinen Katalysatorpartikel
zum Zurückfallen
in den Reaktor zu bringen. Die Ausdehnungs- und Entnahmeleitungen
für Proben
werden auf 200°C
gehalten, um die Kondensierung von Styrol, nichtreagiertem Ethylbenzol
und irgendwelcher möglicher
schwerer Nebenprodukte zu verhindern.
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Der
Katalysationszyklus besteht aus:
- – einer
Reaktionsphase, in der das Ethylbenzol, gemischt mit dem inerten
Produkt oder mit dem Paraffin, dem Reaktor über eine Periode von 10 Minuten
zugeführt
wird,
- – einer
Abziehphase, in die für
etwa 15 Minuten Stickstoff eingebracht wird, um die auf dem Katalysator adsorbierten
Produkte zu entfernen,
- – einer
Regenerierungsphase, in die Luft für etwa 45 Minuten eingespeist
wird, und
- – einer
Waschphase mit Stickstoff für
etwa 20 Minuten.
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Der
Kalatysationszyklus wurde kontinuierlich über 100 Stunden ohne einen
Aktivitätsverlust
des Katalysators durchgeführt.
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Die
Dehydrierungsreaktion wird bei 560 bis 650°C ausgeführt, während die Regenerierung bei
660°C ausgeführt wird.
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Die
Gesamtraumgeschwindigkeit, ausgedruckt als Normalliter Ethylbenzol
plus normalliter inertes Produkt, wird bei 300 ± 5 Nl/h/lt Katalysatorbett
gehalten.
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Während der
Reaktions- und Abziehphase wird das ausfließende Medium in einem in Flüssigstickstoff eingetauchten
Sammelgefäß gekühlt, in
dem das nicht-reagierte Ethylbenzol, Styrol und kondensierbare Nebenprodukte
kondensiert werden. Das aus dem Sammelgefäß ausfließende Medium wird zu einem
Sack geleitet, von dem Wasserstoff, inerte Produkte und C1-C3-Leichtkohlenwasserstoffe
aus Krackreaktionen rückgewonnen
werden.
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Die
flüssige
Fraktion wird gewogen und durch Gaschromatographie unter Verwendung
eines Gaschromatographen HP 5890, ausgerüstet mit einer Kapillarsäule CP WAX
10, analysiert. Die Dosierung der Komponenten wird unter Verwendung
einer internen Standardausrüstung
durchgeführt.
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Das
aus dem Sack rückgewonnene
Gas wird durch Gaschromatographie unter Verwendung des externen
Standardverfahrens für
die Dosierung der Komponenten analysiert. Der Inhalt des Sackes
wird mit einer Zähllvorrichtung
für den
Materialausgleich gemessen.
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Der
auf der Oberfläche
des Katalysators abgelagerte Koks wird mit Luft verbrannt und das
abgehende Medium in einem Sack gesammelt. Das Gas wird dann durch
Gaschromatographie zur Dosierung der Konzentration von CO2 analysiert, während das Volumen zur Feststellung
der Koksmenge, die sich bei der Reaktion gebildet hat, gemessen
wird.
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Die
folgenden Beispiele, deren alleiniger Zweck darin besteht, die vorliegende
Erfindung mehr im einzelnen zu beschreiben, sind in keiner Weise
als den Rahmen der Erfindung beschränkend anzusehen.
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Beispiel 1
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Ein
mikrosphäroidales
Pseudobohemit, dem Siliciumdioxid (1,2 Gew.-%) zugesetzt ist, wird
mit einem Partikeldurchmesser im Bereich von 5 bis 300 μ durch die
Sprühtrocknung
eines Sols von Aluminiumhydroxid und Ludox-Siliciumdioxid hergestellt.
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Eine
Probe des Pseudobohemit wird bei 450°C über eine Stunde kalziniert
und dann bei 1190°C über 4 Stunden
in einem Strom trockener Luft. Das gewonnene Produkt, das aus δ-, θ- und α-Übergangs-Aluminiumoxid
besteht, hat eine spezifische Oberfläche von 34 m2/g
und eine Porosität
von 0,22 cc/g.
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Es
werden 150 g mikrosphäroidales
Aluminiumoxid unter Verwendung des "Anfangsnässe"-Verfahrens mit 33 ml einer wäßrigen Lösung mit
einem Gehalt von 7,8 g KNO3 (Titer 99,5%)
in entionisiertem Wasser, auf einer Temperatur von 25°C gehalten,
imprägniert.
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Das
imprägnierte
Produkt wird bei 80°C über eine
Nacht getrocknet und dann, in einem Strom trockener Luft, kalziniert
bei 650°C über 4 Stunden
in einem Strom trockener Luft. Die Konzentration von Kalium, ausgedrückt als
Oxid, in Bezug auf das kalzinierte Produkt ist gleich 2,4 Gew.-%.
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Es
wird dann eine Imprägnierungslösung hergestellt
durch Lösen
in 23 ml entionisiertem Wasser: 56, 2 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 6,7 g KNO3 (Titer 99, 5 Gew.-%). Die Lösung, erwärmt auf
50°C zur Vervollständigung
der Lösung
der Salze, wird für
die gesamte Dauer der Imprägnierung
auf dieser Temperatur gehalten.
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Das
mit Kaliumoxid (153,6 g) modifizierte Aluminiumoxid wird mit einer
Teilmenge (48 g) der Imprägnierungslösung imprägniert,
bei 120°C über 4 Stunden
getrocknet und dann erneut mit der verbleibenden Teilmenge der Imprägnierungslösung imprägniert.
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Das
imprägnierte
Produkt wird bei 120°C über Nacht
getrocknet und bei 700°C über 4 Stunden
endgültig
kalziniert.
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist die folgende: 6,6% Fe2O3, 4% KO und als
Träger
das Komplement zu 100.
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Die
Rezeptur wurde bei der Dehydrierungsreaktion von Ethylbenzol zu
Styrol getestet, und die Durchschnittsergebnisse nach einem Testlauf
von 100 Stunden sind in der Tabelle 1 angegeben.
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Beispiel 2
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150
g mikrospheroidales Aluminiumoxid, erhalten wie in Beispiel 1 beschrieben,
werden mit einer Lösung
imprägniert,
enthaltend: 56,3 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 14,2 g KNO3 (Titer 99,5 Gew.-%).
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Die
Imprägnierung,
Trocknung und Kalcinierung werden nach dem gleichen Verfahren, wie
in Beispiel 1 beschrieben, ausgeführt.
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist die folgende: 6,6% Fe2O3, 4 K2O
und als Träger
das Komplement zu 100.
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Die
Durchschnittsergebnisse der Dehydrierung von Ethylbenzol nach einem
Testlauf von 100 Stunden sind in der Tabelle 1 angegeben.
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Beispiel 3
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Es
wird das gleiche Verfahren gewählt
wie in Beispiel 2, jedoch unter Verwendung einer Imprägnierungslösung enthaltend:
55,2 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 6,7 g KNO3 (Titer 99 Gew.-%).
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist die folgende: 6,6% Fe2O3, 1,9 K2O und als Träger das Komplement zu 100.
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Die
Durchschnittsergebnisse der Dehydrierung von Ethylbenzol nach einem
Testlauf von 100 Stunden sind in der Tabelle 1 angegeben.
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Beispiel 4
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Es
wird das gleiche Verfahren angewandt wie in Beispiel 2, jedoch wird
eine Imprägnierungslösung verwandt
mit dem Inhalt: 53,9 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 2,8 g KNO3 (Titer 99,5 Gew.-%).
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist die folgende: 6,5% Fe2O3, 0,8% K2O und als Träger das Komplement zu 100.
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Die
durchschnittlichen Ergebnisse der Dehydrierung von Ethylbenzol nach
einem Testlauf von 100 Stunden sind in Tabelle 1 angegeben.
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Beispiel 5
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Es
wird das gleiche Verfahren angewandt wie in Beispiel 2, jedoch unter
Verwendung einer Imprägnierungslösung mit
dem Inhalt: 93,1 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 14,8 g KNO3 (Titer 99,5 Gew.-%) bei einer Temperatur
von 60°C.
Die Imprägnierung
wird in drei aufeinander folgenden Schritten unter Verwendung von
45 g der Mutterimprägnierungslösung bei
jedem Schritt ausgeführt.
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Die
erste Teilmenge wird bei Aluminiumoxid allein zugesetzt, sodann
erfolgt Trocknung bei 120°C über 4 Stunden
nach der Imprägnierung.
Das getrocknete Produkt wird dann mit weiteren 45 g der Mutterlösung imprägniert und
bei 120°C
getrocknet. Diese Behandlung wird zweimal wiederholt.
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist folgende: 10,3% Fe2O3, 4% K2O und als Träger das Komplement zu 100.
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Die
Durchschnittsergebnisse der Dehydrierung von Ethylbenzol nach einem
Testlauf von 100 Stunden sind in der Tabelle 1 angegeben.
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Beispiel 6
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Ein
Träger
mit einer Oberfläche
von 100 m2/g wird hergestellt durch Kalzinierung
des gleichen Siliciumdioxid nach Beispiel 1 enthaltenden Pseudobohemits
bei 1060°C.
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200
g eines derartigen Träger
werden imprägniert
mit einer Lösung
des Inhalts 57,05 g Fe(NO3)3·9H2O (Titer 99 Gew.-%) und 17,23 g KNO3 (Titer 99,5 Gew.-%), 2,97 g Ce(NO3)3·6H2O und 2,93 g La(NO3)3·6H2O bei einer Temperatur von 60°C. Die Imprägnierung
wird in einem einzigen Schritt durchgeführt.
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Das
imprägnierte
Material wird bei 120°C über vier
Stunden getrocknet und dann bei 750°C über vier Stunden kalziniert.
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Die
Gewichtszusammensetzung der Rezeptur ist die folgende: 5,0% Fe2O3, 3,68% K2O, 0,5% Ce2O3, 0,5% La2O3 und als Träger das Komplement zu 100.
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Die
Dehydrierungsergebnisse von Ethylbenzol während eines Testlaufs von 150
Stunden sind in der Tabelle 2 gezeigt.
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Beispiel 7 (Vergleich)
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Zum
Nachweis der Beschleunigungswirkung vom Siliciumdioxid im Träger wurde
eine Probe nach dem gleichen Verfahren wie im Beispiel 6 hergestellt,
jedoch auf der Basis eines Trägers
frei von Siliciumdioxid mit einer Oberfläche von 104 m2/g.
Die durchschnittlichen Ergebnisse der Dehydrierung von Ethylbenzol
während
eines Testlaufs von 188 Stunden sind in der Tabelle 2 angegeben.
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Beispiel 8
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Die
gleichzeitige Dehydrierung von Ethylbenzol und Ethan wird in dem
oben beschriebenen Mikro-Reaktor bei einer Temperatur von 600°C unter Verwendung
des Katalysators nach Anspruch 1 ausgeführt.
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Die
beigefügte
Tabelle 3 gibt die Betriebsparameter und die erzielten Ergebnisse
an.
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