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Die
vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von
Acrylsäure
(AS) durch katalytische Dampfphasenoxidation von Propylen in zwei
Schritten. Die Erfindung betrifft insbesondere ein Verfahren für eine sehr
effiziente Herstellung einer sehr hoch konzentrierten wässrigen
AS-Lösung
durch Oxidation von Propylen bei hoher Konzentration mit hoher Produktionsgeschwindigkeit
und geringer Emission unter Verwendung von rezykliertem Gas aus
einer katalytischen Verbrennungseinheit, durch die nahezu all organischen
Verbindungen in dem bei der Propylen-Oxidation anfallenden Prozess-Abluftgas
und Prozess-Wasser
entfernt werden.
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Das
Verfahren zur Herstellung von AA durch die zwei-stufige (die erste
katalytische Oxidationsreaktionsstufe für die Umsetzung von Propylen
hauptsächlich
zu Acrolein und die zweite katalytische Oxidationsreaktionsstufe
für die
Umsetzung von Acrolein zu AS) katalytische Dampfphasenoxidation
von Propylen unter Verwendung von molekularem Sauerstoff ist bereits
bekannt und wird in industriellem Maßstab seit vielen Jahrzehnten
durchgeführt.
Aus vielen Gründen
(Entflammbarkeits-Grenzen für
Propylen/Luft, hohe Reaktionswärme)
ist es notwendig, die Reaktionsgase durch Inertgase (zum Beispiel
Wasserdampf, N2, CO2)
zu verdünnen.
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Ein
typisches Verfahren für
die industrielle Herstellung sieht wie folgt aus. Eine Mischung
aus Propylen, Luft und Dampf wird einem ersten Oxidationsreaktor
zugeführt
und das Propylen wird im ersten Schritt hauptsächlich zu Acrolein und in geringen
Mengen zu AS umgesetzt. Das Produkt wird ohne Auftrennung einem
zweiten Oxidationsreaktor zugeführt.
Frische Luft und Wasserdampf können,
wenn dieses für
die nachfolgende Oxidationsreaktion im zweiten Oxidations schritt
erforderlich ist, am Einlass des zweiten Oxidationsreaktors zugesetzt
werden.
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Für die Trennung
der gasförmigen
AS vom Wasserdampf in dem etwa 180°C-Abfluss aus den Oxidationsreaktoren
werden zwei Trennverfahren verwendet:
- 1. Absorption
der gasförmigen
AS in einem hochsiedenden, hydrophoben, aromatischen Lösungsmittel
bei Temperaturen, unter denen das Prozesswasser im Prozess-Abluftgas,
welches einen Absorptionsturm oben verlässt, verbleibt (siehe zum Beispiel DE 43 08 087 /BASF, 15.09.94)
- 2. Absorption der AS in Wasser bei gleichzeitigem Quenchen auf
niedrige Temperaturen in einem Quenchturm/Kollektor in einer solchen
Weise, dass nahezu das gesamte verdampfte Prozesswasser im 180°C-Abfluss
aus dem zweiten Reaktor kondensiert (siehe zum Beispiel DE 30 42 468 /Mitsubishi
Chem. Corp. (MCC), 11.11.80)
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Während bei
der ersten Verfahrensweise die AS und die hochsiedenden Produkte
in vielen Destillationsschritten getrennt werden, wird bei der zweiten
Verfahrensweise das Wasser in der wässrigen AS nach dem Quenchen
in einer nachfolgenden azeotropen Destillation abgetrennt, um ein
Roh-AS zu erhalten, aus der AS mit hoher Reinheit für die Herstellung
von AS-Copolymeren oder verschiedene AS-Ester hergestellt werden
können.
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Bei
der zweiten Verfahrensweise, welche hier berücksichtigt wird, hat die Handhabung
des Prozesswassers, welches aus dem bei der Oxidation gebildeten
Wasser und dem Wasser für
die Verdünnung,
welche erforderlich ist, um außerhalb
Entflammbarkeits-Grenze zu sein, besteht, einen beachtlichen Einfluss
auf die Wirtschaftlichkeit des Verfahrens.
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Wenn
das AS beinhaltende Produktgas, welches am Auslass des zweiten Oxidationsreaktors
erhalten wird, in den Quenchturm eingebracht wird, um AS als wässrige Lösung zu
erhalten, dann verlässt
das resultierende Prozess-Abluftgas, welches nicht reagiertes Propylen
und andere niedrig siedende organische Materialien beinhaltet, oben
den Quenchturm und muss zum Beispiel in einem Verbrennungsofen behandelt
werden, so dass keine oder nahezu keine organischen Verbindungen
in die Luft emittiert werden (ein Durchlaufprozess mit einem Durchgang).
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Es
ist auch möglich,
dass ein Teil des Prozess-Abluftgases rezykliert und dem Propylen/Luft/Wasserdampf-Strom
am Einlass der ersten Reaktionsstufe zugesetzt wird (Kreisgas-Strömungsprozess),
was eine durchaus übliche
Vorgehensweise insbesondere für
den Fall darstellt, dass das Verfahren mit teilweiser Umsetzung
des Propylens betrieben wird.
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Verbesserungen
für dieses
Verfahren wurden vorgeschlagen, um AS noch effizienter in großem Maßstab durch
katalytische Dampfphasenoxidation von Propylen herzustellen. Besondere
Verbesserungen sind in diesem Zusammenhang:
- • Das Rezyklieren
des Prozess-Abluftgases, um die Konzentration an AS in der Bodenflüssigkeit
des Quenchturms durch teilweises Ersetzen des H2O-Dampfes am Einlass
des Reaktors der ersten Stufe durch N2,
um außerhalb
der Entflammbarkeitsgrenzen von Propylen/Luft zu arbeiten (siehe
zum Beispiel DE 30 02 829 /MITSUBISHI
PETROCHEMICAL Co. (MPCL), 26.01.80) und insbesondere
- • Indem
zusätzlich
hierzu das Prozesswasser in einer nachfolgenden Wasserabtrenneinheit
(zum Beispiel durch azeotrope Destillation) abgetrennt und zum Quenchturm
rezykliert wird. Das Prozesswasser wird durch die Aus nutzung der
Wärme des
heißen
Abflusses aus dem zweiten Oxidationsreaktor verdampft und als Wasserdampf
zusammen mit dem Prozess-Abluftgas in den Einlass der ersten Reaktionsstufe
rezykliert. Der nicht rezyklierte Teil dieses rezyklierten Stroms
wird einer thermischen oder katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt (siehe
zum Beispiel EP 0 695
736 B1 /MITSUBISHI CHEMICAL Co., 04.08.95 oder EP 0 778 255 A1 /NIPPON SHOKUBAI
Co., 05.12.96 oder EP
0 861 820 A2 /NIPPON SHOKUBAI Co., 27.02.98).
- • Verwendung
einer katalytischen Verbrennungseinheit bei nahezu vollständiger Umsetzung
des Propylens für
das rezyklierte Prozess-Abluftgas, um die organischen Komponenten
im Prozess-Abluftgas vom Kopf des Quenchturms stromaufwärts der
Abzweigung des behandelten Prozess-Abluftgases zu oxidieren (siehe
zum Beispiel EP 0 274
681 B1 /MITSUBISHI PETROCHEMICAL Co., 10.12.87).
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Die
Verwendung einer katalytischen Verbrennungseinheit zur Behandlung
der organischen Verbindungen im rezyklierten Prozess-Abluftgas weist
viele Vorteile auf. Außerdem
ist keine besondere Ausrüstung
(wie etwa ein Kondensierer) erforderlich, um die Säuren im
rezyklierten Gas (hauptsächlich
Acryl-, Essig- und Propionsäure)
abzutrennen, welche den Oxidationskatalysator in der ersten katalytischen
Oxidationsstufe beschädigen
und die Lebensdauer des Katalysators reduzieren können. Die
NOx-Emssionen einer katalytischen Verbrennungseinheit
sind wegen der deutlich geringeren Temperatur, die während der
Verbrennung herrscht (etwa 550°C)
mehr als 100-mal geringer verglichen mit einer thermischen Verbrennungseinheit.
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Bis
heute wird der Verfahrensweg mit einer katalytischen Verbrennungseinheit
für das
rezyklierte Gas nur für
rezykliertes Prozess-Abluftgas und ohne Rezyklie rung des Prozesswassers
verwendet. Eine weiterer Nachteil besteht darin, dass dieser Weg
nur mit Katalysatoren mit geringer Raumzeit-Ausbeute (RZA) in Bereich
von 0,16–0,17
kg AS/Liter Katalysator·Stunde
oder mit geringer Propylen-Raumgeschwindigkeiten
(RG
P) im Bereich von 70 L Propylen/L Reaktionsvolumen
in der zweiten Reaktionsstufe verwendet wird. Zusammen mit einem
Pt-Katalysator mit
geringen organischer Verbrennungsrate in der katalytischen Verbrennungseinheit (siehe
EP 274 681 B1 /MITSUBISHI
PETROCHEMICAL Co., 10.12.87) wurden nur geringe AS-Konzentrationen
in der Bodenflüssigkeit
des Quenchturms erreicht.
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Es
ist die Aufgabe der vorliegenden Erfindung, Propylen mit hohen Produktionsgeschwindigkeiten
zusammen mit einer langen Katalysator-Lebensdauer für die erste
und für
die zweite katalytische Oxidationsreaktionsstufe und zusammen mit
hoher AS-Ausbeute, was zu einer hohen AS-Konzentration in der Bodenflüssigkeit
des Quenchturms führt,
zu AS umzusetzen, um AS wirtschaftlich herzustellen. Weiterhin stellt
die Behandlung der organischen Verbindungen im Prozess-Abluftgas und im
Prozesswasser mit möglichst
geringen NOx-Emissionen einen notwendigen,
die Umwelt betreffenden Aspekt dar.
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Im
Bereich von AS-Konzentrationen > 80
Gewichtsprozent in der Bodenflüssigkeit
wird der Prozess der Absorption von gasförmiger AS im Prozesswasser
uneffektiv und unwirtschaftlich, da eine hohe Anzahl an Böden benötigt wird
(Pinch-Effekt).
Demnach besteht eine weitere Aufgabe der vorliegenden Erfindung
darin, diesen Pinch-Effekt zum umgehen (siehe die Beispiele unten).
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Aus
EP 0 274 681 ist ein zweistufiges
Verfahren zur Herstellung von AS bekannt. Ein Gasgemisch aus Propylen,
molekularem Sauerstoff und einem Inertgas wird zwei katalytischen
Oxidationsreaktionsschritten unterworfen. Das resultierende Produktgas
wird dann einem AS-Wiedergewinnungsschritt zugeführt, in dem AS als eine wässrige Lösung wiedergewonnen
wird. Das aus dem AS Wiedergewinnungsschritt erhaltene Abluftgas
wird anschließend
einer katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt und teilweise in die erste
katalytische Oxidationsreaktionsstufe rezykliert. Dieses Verfahren
weist jedoch den Nachteil auf, dass die Dampfkonzentration in der
Gasmischung, welche der ersten katalytischen Oxidation zugeführt wird,
so gering wie möglich
sein muss, um die die Lebensdauer des Mo-Bi-basierten Katalysators
zu erhöhen.
Außerdem
ist die AS-Oxidation in der wässrigen
Lösung
gewichtsmäßig vergleichsweise
gering, so dass die anschließende
Abtrennung des Wassers von der AS sehr kostenintensiv ist und eine
Menge an Abwasser zu behandeln ist. Die Raumzeitausbeute (RZA),
welche erzielt wird, beträgt
0,164 kg AS/Liter Katalysator·Stunde.
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GB-A-1539671 lehrt
ein Verfahren zur Herstellung von AS aus Propylen über Acrolein
als Zwischenprodukt durch katalytische Dampfphasenoxidation. Das
Verfahren umfasst das Hindurchführen
einer Start-Recktanten-Gasmischung durch zwei katalytische Oxidationsreaktoren
und das Einbringen des resultierenden, AS beinhaltenden Gases in
einen AS-Kollektor, wobei dabei die AS in Form einer wässrigen
Lösung wiedergewonnen
wird. Das Abluftgas aus dem Kollektor wird teilweise in die Start-Gasmischung
eingebracht. Das Verfahren weist den Nachteil auf, dass das rezyklierte
Gas Spuren an nicht wiedergewonnener AS und Essigsäure beinhaltet,
welche den Mo-Bi-basierten Katalysator deaktivieren.
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EP 0 778 255 offenbart ein
Verfahren zur Herstellung von AS, bei dem Propylen und/oder Acrolein
einer katalytischen Gasphasenoxidation unterworfen wird. Das so
erhalten, AS beinhaltende Gas wird in einem Quenchturm mit einem
wässrigen
Auffangmittel umfassend AS, Essigsäure und ein nur schwach wasserlösliches
Lösungsmittel
in Kontakt gebracht, um AS aus dem Gas als wässrige Lösung wiederzugewinnen. Diese wässrige Lösung wird
dann einer azeotropen Destillation in Gegenwart eines nur schwach
wasserlöslichen
Lösungsmittels
unterworfen, um hochreine AS zu erhalten. Das Verfahren weist den
Nachteil auf, dass nur bis zu 90% der aus der azeotropen Destillation
resultierenden wässrigen
Lösung
in den Quenchturm rezykliert werden, so dass ein Teil der wässrigen
Lösung
als Abwasser zu behandeln ist.
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WO 99/14182 betrifft ein
Verfahren zur fraktionierten Kondensation einer Gasmischung, welche
neben AS oder Methacrylsäure
wenigstens einen anderen, kondensierbaren Bestandteil beinhaltend
und welche auch einen hohen Anteil an einem oder mehreren nicht-kondensierbaren
Verbindungen aufweist. Gemäß dem besagten
Verfahren wird die Gasmischung durch eine Kolonne mit trennwirksamen
Ablenkblechen geführt, und
die kondensierbaren Bestandteile werden durch Kühlen auskondensiert. Diese
Lehre leidet jedoch darunter, dass ein hochkonzentrierter Bodenflüssigkeitsstrom,
welcher bis zu 40 Gewichtsprozent AS beinhaltet, zurückgeführt wird,
und dass ein hohes Rückflussverhältnis am
Kolonnenkopf und eine Hohe Sumpftemperatur benötigt werden.
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Es
ist daher eine Aufgabe der vorliegenden Erfindung, ein verbessertes
industrielles Verfahren zur Herstellung von AS anzugeben, welches
die Nachteile aus dem Stand der Technik überwindet. Diese Aufgabe wird
gelöst
durch die Bereitstellung eines Verfahrens zur Herstellung von AS
umfassend die Schritte in denen:
- (a) eine erste
Gasmischung umfassend Propylen, Sauerstoff, ein Inertgas und Dampf
einer ersten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe zugeführt wird,
wodurch das Propylen in Gegenwart eines Katalysators hauptsächlich zu
Acrolein umgesetzt wird, welches in einer durch die erste katalytische
Oxidationsreaktion erhaltenen zweiten Gasmischung enthalten ist,
- (b) die durch die erste katalytische Oxidationsreaktion erhaltene
zweite Gasmischung einer zweiten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe
zugeführt
wird, wodurch das Acrolein in Gegenwart eines Katalysators hauptsächlich zu
Acrylsäure
umgesetzt wird, welche in einem Produktgas enthalten ist,
- (c) das Produktgas einem Quenchturm zugeführt wird, wobei die AS als
eine wässrige
Lösung
umfassend die im Prozesswasser enthaltene AS, gewonnen wird, wobei
am Kopf des Quenchturms eine Abluftgas erhalten wird,
- (d) das Prozesswasser, welches in einem nachfolgenden Trennschritt
abgetrennt wurde, in den Quenchturm zurückgeführt wird, so dass der größte Teil
des verdampften Prozesswassers mit dem Prozess-Abluftgas, welches
den Quenchturm am Kopf verlässt,
vermischt wird und zusammen mit dem Prozess-Abluftgas in einer nachfolgenden
thermischen oder katalytischen Verbrennungseinheit behandelt wird,
wobei die Behandlung in der thermischen oder katalytischen Verbrennungseinheit
ein verbranntes Prozess-Abluftgas liefert
und zumindest ein Teil des verbrannten Prozess-Abluftgases in die erste katalytische
Oxidationsstufe rezykliert wird,
dadurch gekennzeichnet,
dass - – die
erste Gasmischung ein molares Dampf/Propylen-Verhältnis von > 0,3 und < 2 aufweist und
- – die
Menge des Prozesswasser kleiner oder gleich der Menge an Wasser
in der wässrigen
Lösung
ist, die am Kopf des Quenchturms abgezogen wird.
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In
einer bevorzugten Ausführungsform
der vorliegenden Erfindung wird das gesamte Prozesswasser, welches
bei der Abtrennung der in der wässrigen
Lösungen
enthaltenen AS erhalten wird, in einer Verbrennungseinheit behandelt,
so dass das gesamte AS-Herstellungsverfahren frei von Restabwasser
ist, welches anderenfalls in einer nachfolgenden Einheit (zum Beispiel
einer thermischen oder katalytischen Verbrennungseinheit, einem
aktivierten Schlamm) hätte
behandelt werden müssen.
Das Prozesswasser wird vorzugsweise am Kopf des Quenchturms zur
Absorption der AS aus dem Prozessgas der zweiten Oxidationsreaktionsstufe zugesetzt.
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Weiterhin
ist es erfindungsgemäß bevorzugt,
dass in einem Schritt (d) das Prozess-Abluftgas und das verdampfte
Prozesswasser einer katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt werden,
was ein verbranntes Prozess-Abluftgas liefert und wobei mindestens
ein Teil des verbrannten Prozess-Abluftgases in die erste katalytische
Oxidationsreaktionsstufe rezykliert wird.
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Das
Verhältnis
des rezyklierten Gases (VRG) ist definiert als das molare Verhältnis von
Strom 3 (Zufuhr von rezykliertem Gas in den Einlass der ersten Oxidationsreaktionsstufe)
zur Summe aus Propylen-Zufuhr (Strom 1), Sauerstoff-Zufuhr in den
Einlass der ersten Oxidationsreaktionsstufe und Wasser-Zufuhr in
den Einlass der ersten Oxidationsreaktionsstufe. Das verbrannte
Prozess-Abluftgas wird mit einem VGR von vorzugsweise 0,1–0,2, noch
mehr bevorzugt von 0,13–0,25
und am meisten bevorzugt von 0,15–0,40 rezykliert.
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Gemäß einer
Ausführungsform
der vorliegenden Erfindung umfasst die Gasmischung, welche der ersten
katalytischen Oxidationsreaktionsstufe zugeführt wird, Sauerstoff, Propylen,
ein Inertgas und Dampf. Die Konzentration des Inertgas-Stromes am Einlass
des Reaktors der ersten Stufe wird durch den Strom des rezyklierten
Gases bestimmt. Die Konzentration des Propylens in der Gasmischung
am Einlass der ersten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe beträgt vorzugsweise > 9 Vol.-%, mehr bevorzugt > 11 Vol.-% und am meisten
bevorzugt > 14 Vol.-%.
Das molare Verhältnis
von Sauerstoff/Propylen liegt vorzugsweise im Bereich von 1–3, bevorzugt
1,2–2,5,
mehr bevorzugt 1,4–1,8
und am meisten bevorzugt 1,3–1,7.
Das molare Verhältnis
von Dampf/Propylen ist erfindungsgemäß vorzugsweise > 0,3 und < 2, bevorzugt 0,5–1,5. Der
Dampf kann einer Dampfzuführung
entnommen werden und wird der Gasmischung zugesetzt. Weiterhin ist
es bevorzugt, dass das Prozesswasser zumindest teilweise, vorzugsweise
zu mindestens 90% aus dem Wasser aus der Trennung der AA umfassenden
wässrigen
Lösung
in Wasser und AA besteht.
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Gemäß einer
anderen Ausführungsform
der vorliegenden Erfindung wird der Dampf im verbrannten Gas in
die erste katalytische Oxidationsreaktionsstufe rezykliert. Der
Dampf-Gehalt im verbrannten Gas wird durch die Temperatur am Kopf
des Quenchturms und die Menge an organischen Verbindungen im Prozess-Abluftgas eingestellt.
Die Mengen an Wasser und an Inertgas in der Gasmischung müssen so
angepasst werden, dass die Gasmischung sich außerhalb der Entflammbarkeits-Grenzen
befindet.
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Als
Inertgase sind N2, H2O
und CO2 bevorzugt. Noch mehr bevorzugt wird
allerdings das verbrannte Gas, welches hauptsächlich N2,
CO2 und Dampf beinhaltet, als Inertgas genutzt.
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Für die Oxidation
der organischen Verbindungen zu CO2 in der
katalytischen Verbrennungseinheit wurde festgestellt, dass Katalysatoren,
welche auf Titan und Sauerstoff umfassenden Verbindungen als Träger basieren,
vorzugsweise Katalysatoren welche auf TiO2-Trägern basieren,
unter diesen Verfahrensbedingungen außergewöhnlich stabil sind und allen
anderen Trägern
hinsichtlich ihrer thermischen und chemischen Langzeitstabilität und ihrem
Widerstand gegen Hitzeschock bei hoher Dispersion und daher hinsichtlich
ihrer hohen spezifischen Langzeitaktivität der Edelmetalldispersion überlegen
sind. Zusätzlich
wurde herausgefunden, dass Katalysator-Träger aus Anatas besonders vorteilhaft
sind, da mit diesen Trägern
hergestellte Katalysatoren die höchste
Langzeitstabilität
zeigen, höher
als die mit Rutil- oder Brookit-basierten Trägern.
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Oxidationsreaktionen
an Edelmetallen sind verlaufen sehr schnell und sind so starken
Massenstrom-Beschränkungen
unterworfen, wenn das Edelmetall auf der gesamten Oberfläche der
porösen
Struktur des Trägers
aufgebracht ist. Dieses erfolgt schnell, wenn die Imprägnierung
einfach dadurch erfolgt, dass der Träger eine Lösung einer sehr stabilen Edelmetallverbindung
aufsaugt. Ein weiteres bevorzugtes Merkmal des Oxidationskatalysators
besteht darin, dass das Edelmetall in einer dünnen Schale aufgetragen wird. Üblicherweise
werden zu diesem Zweck die Träger
in einem ersten Schritt mit löslichen
alkalischen Verbindungen imprägniert,
wenn der Katalysator-Träger
nicht ausreichen reaktiv ist, um das Edelmetall beispielsweise durch Neutralisation
einer sauren Lösung
zu präzipitieren.
Meistens ist in diesem Fall die Edelmetallverbindung chloridischer
Natur, zum Beispiel Hexachlorplatinsäure.
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Bei
Oxidationsreaktionen ist jedoch die Anwesenheit von Chlorid-Resten
schädlich,
da die Oxidation extrem inhibiert wird. Daher müssen in diesem Fall die Chloride
sorgfältig
aus dem Katalysator heraus gewaschen werden. Dieser Weg der „schnellen" Präzipitierung
von Edelmetall ist für
die Imprägnierung
von partikulären
Katalysatoren anwendbar. Wenn Monolithen in Honigwaben-Form imprägniert werden
müssen,
tritt eine Vielzahl von Problemen auf, zum Beispiel eine Anreicherung
des Edelmetalls in den jeweiligen Enden der Kanäle, was die Mitte der Kanäle nahezu
unimprägniert
zurücklässt. Dieses
Problem ist weniger streng, wenn ein dichter, porenfreier Monolith
mit einem Washcoat versehen wird.
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Da
die Reaktion die Handhabung großer
Abgasmengen unter Rezyklierung erfordert, sind sehr geringe Druckverluste
innerhalb des Reaktors erwünscht.
Dieses kann auf der anderen Seite vorzugsweise durch die Anwendung
von Monolith-Trägern mit
Honigwaben-Form erreicht werden, welche dann vorzugsweise mit einem
Edelmetall in einer dünnen
Schale aber auch mit einer sehr gleichmäßigen Verteilung auf der Oberfläche der
Kanäle
versehen werden. Vorzugsweise weist der Honigwaben-Träger einen
geringen Delta-Druck von weniger als 20 mbar/m3,
vorzugsweise weniger als 10 mbar/m3 und
am meisten bevorzugt weniger als 3 mbar/m3 auf.
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Diese
Katalysatoren können
vorzugsweise durch Imprägnierung
des Trägers
mit einer moderat instabilen, Edelmetallverbindung erhalten werden,
wobei auf einer Seite eine gleichmäßige Verteilung innerhalb der Kanäle und auf
der anderen Seite ein Präzipitat
des Edelmetalls aufgebaut wird, bevor die löslichen Komponenten in den
Kern der Wandungen diffundiert sind. Dieses wird vorzugsweise durch
Imprägnierung
mit einer Metallnitrat-Lösung
des in dem Katalysator verwendeten Metalls durchgeführt, welche
durch Auflösen
von Hexachlorplatinsäure
in konzentrierter Salpetersäure
erhalten wird. In ähnlicher
Weise können
auch Imprägnierungen
mit Mischungen von verschiedenen Edelmetallen durchgeführt werden,
zum Beispiel mit Platin oder Palladium, entweder nacheinander oder
gleichzeitig. Der Vorteil solcher Mischungen kann in einer geringen Inhibierung
des Katalysators durch Kohlenmonoxid bestehen, einem wohl bekanntes
Phänomen.
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Als
Katalysator für
die erste katalytische Oxidationsreaktion von Propylen zu Acrolein
werden üblicherweise
Mo-Bi-basierte Katalysatoren verwendet. Mo-Co-Bi-basierte Katalysatoren sind mehr bevorzugte
Katalysatoren. In der zweiten Stufe der katalytischen Oxidationsreaktion
vom Acrolein zu AS werden üblicherweise Mo-V-basierte
Katalysatoren verwendet und Mo-V-Bi-basierte Katalysatoren sind
mehr bevorzugte Katalysatoren. Weiterhin ist es bevorzugt, dass
die Katalysatoren vom Mischoxid-Typ sind.
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Die
katalytischen Oxidationsreaktionen sind vorzugsweise heterogen katalysierte
Reaktionen. Die erste katalytische Reaktionen findet vorzugsweise
bei einer hohen Salzbad-Temperatur von > 250°C,
mehr bevorzugt in einem Bereich von 275 bis 400°C und am meisten bevorzugt in
einem Bereich von 290 bis 330°C und
die zweite katalytische Reaktion wird vorzugsweise bei einer hohen
Salzbad-Temperatur
von > 180°C, mehr bevorzugt
in einem Bereich von 200 bis 300°C
und am meisten bevorzugt in einem Bereich von 230 bis 280°C durchgeführt.
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In
dem Verfahren gemäß der vorliegenden
Erfindung ist es bevorzugt, dass als ein Prozessmerkmal die Raumgeschwindigkeit
von Propylen (RGP) im zweiten katalytischen
Oxidationsreaktor mindestens 160 Stunden–1 beträgt. Das
molare Verhältnis
von Propylen zu Sauerstoff im zweiten katalytischen Oxidationsreaktor
liegt im Bereich von 0,1–0,9
bei einer Propylen-Umsetzung von mindestens 90 Mol-% für einen
Propylen-Durchsatz mit einer Selektivität von Acrolein und AS hinsichtlich
Propylen von mindestens 90 Mol-% in der ersten katalytischen Oxidationsstufe
und die Acrolein-Umsetzung in der zweiten katalytischen Oxidationsstufe beträgt mindestens
95 Mol-% und die Gesamt-Selektivität beträgt mindestens 83 Mol-%. Es
ist weiterhin bevorzugt dass in dem erfindungsgemäßen Verfahren
alle vorstehend genannten Prozessmerkmale verwirklicht sind.
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Das
aus der zweiten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe resultierende
Produktgas wird dem Boden eines Quenchturms zugeführt. In
diesem Quenchturm wird die AS aus diesem Produktgasstrom wiedergewonnen
and als eine wässrige
Lösung
aus dem Quenchturm entnommen, welche dann in einem nachfolgenden Wasser/Essigsäure-Abtrennungsschritt
behandelt wird. Das Prozess-Abluftgas verlässt zusammen mit nicht-umgesetzten
Propylen und/oder Propan den Quenchturm am Kopf und wird dann der
katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt.
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Die
zusammen mit dem Prozesswasser und Nebenprodukten gebildete AS wird
in einer nachfolgenden Wasser-Abtrennkolonne (zum Beispiel durch
azeotrope Destillation) vom Prozesswasser abgetrennt. Dieses abgetrennte
Prozesswasser wird in den Kopf des Quenchturms rezykliert, wo es
verdampft. Nach dem Vermischen mit dem verdampften Prozesswasser
wird das Abluftgas der katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt, wo
die organischen Verbindungen im Prozess-Abluftgas zu CO2 oxidiert
werden. Die Konzentration an dem gesamten organischen Rückstand
(Kohlendioxid, Kohlenmonoxid, Propylen, Propan, Essigsäure, Acrylsäure, Acrolein)
im Prozess-Abluftgas kann von 2 bis 4 Mol-% und die Konzentration
an Acrylsäure
im gesamten organischen Rückstand
von 1 bis 3 Mol-% reichen.
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Es
ist gemäß der vorliegenden
Erfindung bevorzugt, dass der Quenchturm unter Beharrungszustand betrieben
wird und dass die wässrige
Lösung,
welche dem Quenchturm entnommen wird, > 55 Gewichtsprozent, vorzugsweise > 90 Gewichtsprozent
AS umfasst.
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Um
den Quenchturm mit einer eher kleinen Anzahl an Böden zu betreiben
und die AS, Acrolein, andere Verunreinigungen und Wasser aus dem
Quenchturm über
das Prozess-Abluftgas zu entnehmen, sollte die Temperatur und der
Druck am Kopf des Quenchturms auf 30–90°C, vorzugsweise 40–80°C beziehungsweise
1–8 bar,
vorzugsweise 1,05–6
bar und mehr bevorzugt 1,1–1,5
bar eingestellt werden.
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Der
Quenchturm umfasst einen Kühl-
und einen Absorptionsbereich, wobei das Produktgas dem Kühlbereich
in einem Produktgas-Bereich zugeführt wird und ein Seitenstrom
den Quenchturm in einem Bereich oberhalb des Produktgas-Bereiches verlässt. Der
Quenchturm umfasst zwei Bereiche, einen oberen und einen unteren
Bereich. Der obere Bereich des Quenchturms umfasst vorzugsweise
20–40
theoretische Böden.
In einer bevorzugten Ausführung
der vorliegenden Erfindung werden diese Böden durch Füllkörper wie Sulzer BX, Montz-PAK
Typ BSH oder mit Koch-Glitsch-Drahtnetz-Füllkörper BX realisiert. Montz-Thormann-Böden können auch
verwendet werden. Es ist bevorzugt dass der untere Bereich einen
indirekten Kühlbereich
umfasst und dass der obere Bereich einen direkten Kühlbereich
umfasst. Im unteren Bereich des Kühlturms wird die Temperatur
des Gases aus der zweiten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe
reduziert, vorzugsweise auf 70–90°C, indem
ein Teil des Sumpfes in den unteren Bereich des Quenchturms rezykliert
wird. Vorzugsweise ist dieser sogenannte Rezyklierungsstrom 10–60 Mal
so groß wie
der Strom an wässriger
Lösung,
der aus dem Sumpf des Quenchturms zur Aufreinigung der AS entnommen
wird. Der Rezyklierungsstrom wird in einem Wärmeaustauscher auf 60–80°C abgekühlt. Der
untere Bereich des Quenchturms ist vorzugsweise mit Sprühdüsen und
Segment-Kaskaden-Böden,
willkürlich
angeordneten Füllkörpern oder
strukturiert angeordneten Füllkörpern ausgerüstet. Die
Anzahl der Bereiche des Quenchturms ist jedoch nicht auf zwei begrenzt.
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Der
Seitenstrom aus Wasser mit AS wird vorzugsweise aus der oberen Hälfte, vorzugsweise
aus dem oberen Drittel und mehr bevorzugt zwischen den Böden Nummer
4 und Nummer 8 und am meisten bevorzugt zwischen den Böden Nummer
5 und 6 entnommen, um den Pinch-Effekt zu umgehen. Aus dem Seitenstrom wird
von zumindest einem Teil der AS in einer nachfolgenden Abtrenneinheit
(vorzugsweise in einer azeotropen Destillationssäule) abgetrennt und dann zusammen
mit dem Prozesswasserhauptstrom in den Kopf des Quenchturms zurückgeführt.
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Das
aus dem Quenchturm erhaltene Prozess-Abluftgas wird einer katalytischen
Verbrennungseinheit zugeführt.
Der Katalysator, der in der katalytischen Verbrennungseinheit eingesetzt
wird, basiert vorzugsweise auf TiO2-Trägern. Noch
mehr bevorzugt sind reine Anatas-Träger. Diese Träger sind
sehr widerstandsfähig
gegenüber
abrupten Veränderungen
der Prozessbedingungen, wie der Temperatur, dem Druck usw.. Die
Reaktion der katalytischen Verbrennung erfordert die Handhabung
große
Gasvolumina unter Rezyklierung, so dass sehr geringe Druckverluste
innerhalb des katalytischen Verbrennungsreaktors benötigt werden
(< 10 mbar/m). Dieses
wird durch die Anwendung eines Honigwaben-Monolith-Trägers erreicht.
Dieser Träger
ist mit Edelmetall in einer dünnen,
gleichmäßig auf
der Oberfläche
der Kanäle
verteilten Schale ausgerüstet.
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Die
Imprägnierung
des Trägers
wird mit einer moderat instabilen Edelmetallverbindung durchgeführt, wobei
eine gleichmäßige Verteilung
des Edelmetalls innerhalb der Kanäle des Trägers mit einer geringen Penetrationstiefe
in den Träger
errichtet wird. Dieses wird zum Beispiel durch Imprägnierung
mit einer Platinnitrat-Lösung,
erhalten durch Auflösen
von Hexachlorplatinsäure
in konzentrierter Salpetersäure,
durchgeführt. Eine
Co-Präzipitierung
eines zweiten Edelmetalls, zum Beispiel Pd, kann entsprechend durchgeführt werden.
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Die
katalytische Verbrennungsreaktion des Prozess-Abluftgases findet
vorzugsweise bei 175 bis 650°C,
mehr bevorzugt bei 190 bis 580°C
und am meisten bevorzugt bei 230 bis 550°C statt. Die Verbrennungsgeschwindigkeit
des Pt-Katalysators
liegt vorzugsweise im Bereich von 100 bis 500 und am bevorzugt im
Bereich von 100 bis 250 g organischer Kohlenstoff/g Pt·h.
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Nachdem
das Abluftgas der katalytischen Verbrennungseinheit zugeführt wurde,
wird es zumindest teilweise in die Gasmischung, welche in der ersten
katalytischen Oxidationsreaktionsstufe oxidiert wird, mit einem
Rezyklierungs-Verhältnis
zwischen 0,1 und 0,4 (Rezyklierungs-Verhältnis = molares Verhältnis von
rezykliertem Gasstrom/zugeführtem
Gasstrom) rezykliert. In einer bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung
wird die Menge an verbranntem, rezykliertem Abluftgas derart angepasst,
dass kein zusätzlicher Wasserdampf
der ersten und zweiten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe zugesetzt
werden muss.
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Das
Verfahren gemäß der vorliegenden
Erfindung weist den Vorteil auf, dass die wässrige Lösung, welche aus dem AS-Wiedergewinnungsschritt
entnommen wird, eine sehr hohe AS-Konzentration aufweist, so dass
die nachfolgende AS-Abtrennung
mit geringer Energieverbrauchsrate durchgeführt werden kann. Zusätzlich wird
kein Abwasser produziert, da das gesamte Wasser aus der AS- Abtrennung in den
AS-Widergewinnungsschritt rezykliert wird. In einer bevorzugten
Ausführungsform
der vorliegenden Erfindung muss kein weiterer Wasserdampf zugesetzt
werden, weder der ersten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe
noch der zweiten katalytischen Oxidationsreaktionsstufe.
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Eine
bevorzugte Ausführungsform
des Verfahrens gemäß der vorliegenden
Erfindung ist in 1 gezeigt.
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In
der Ausführungsform
der vorliegenden Erfindung, die in 1 gezeigt
ist, werden Propylen 1, Luft 2, welche durch einen
Luftkompressor 101 komprimiert wird, und ein inertes, verbranntes
Prozess-Abluftgas 3 (Rezyklierung), welches hauptsächlich N2, CO2 und Wasserdampf
umfasst, zu einer Gasmischung 4 als Einlassstrom für den Oxidationsreaktor
der ersten Stufe vereinigt. Wenn die Wasserdampfkonzentration in
dem inerten, verbrannten Prozess-Abluftgas 3 nicht hoch
genug ist (zum Beispiel während
des Hochfahrens), kann von einer äußeren Wasserdampfquelle zusätzlicher
Wasserdampf 5 dem Einlassstrom 4 der ersten Stufe
zugesetzt werden. Die Konzentrationen an Wasserdampf und Inertgas
in der Gasmischung 4 müssen
so gewählt werden,
sich die Gasmischung 4 außerhalb der Entflammbarkeits-Grenzen
befindet.
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Die
Gasmischung 4 wird in den ersten katalytischen Oxidationsreaktor 102 eingespeist,
wo Propylen hauptsächlich
zu Acrolein umgesetzt wird. Das Abflussgas aus dem ersten katalytischen
Oxidationsreaktor 102 wird einem zweiten katalytischen
Oxidationsreaktor 103 zugeführt, in dem Acrolein hauptsächlich zu
AS umgesetzt wird. Wenn nötig,
dann kann die Sauerstoff-Konzentration im Zuführgas 6 durch den
Zusatz von Luft 2 erhöht
werden. Zusätzlicher
Wasserdampf 5 kann ebenfalls, wenn nötig, zugesetzt werden (zum
Beispiel während
des Hochfahrens). Der Produktgasstrom 7, der aus dem zweiten
katalytischen Oxidations reaktor 103 resultiert, wird in
einem Wärmeaustauscher 104 gekühlt und
dann dem Quenchturm 105 zugeführt.
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Aus
dem Sumpf des Quenchturms wird eine wässrige AS-Lösung 9 umfassend Prozess-Wasser
und wiedergewonnene AS abgezogen und dann einer Wassertrennung unterworfen
(nicht gezeigt). Ein Teil der wässrigen
AS-Lösung 8 einer
Kühlvorrichtung 106 zugeführt und
in den unteren Bereich eingespeist. In der Wasserabtrennung wird
der Strom der wässrigen
Lösung 9 in
einen AS-Strom und in einen Strom umfassend Prozesswasser und Verunreinigungen
mit niedrigem Siedepunkt aufgetrennt, welche dann über Leitung 10 in den
Quenchturm zurückgeführt werden.
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Im
Quenchturm 105 wird die AS durch das rezyklierte Prozesswasser
aus der Wasserabtrennung absorbiert. Es ist ein Merkmal gemäß einer
bevorzugten Ausführungsform
der Erfindung, dass das gesamte Prozesswasser, welches den Quenchturm über Leitung 9 zur
Wasserabtrennungs-Einheit verlässt, über Leitung 10 in
den Quenchturm rezykliert wird. Gegebenenfalls kann dem Prozesswasser
ein Polymerisationsinhibitor 11 zugesetzt werden.
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Aus
einem der Böden
im oberen Bereich des Kopfes des Quenchturms wird ein AS beinhaltender
Seitenstrom 13 der nachfolgenden Wasserabtrennungseinheit
zugeführt – zum Beispiel
die bereits erwähnte
azeotrope Wasserabtrennungseinheit – die aus dem Produktstrom
entfernte AS und das abgetrennte Wasser werden über Leitung 10 in
den oberen Bereich des Quenchturms zurückgeführt.
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Das
Prozess-Abluftgas 14 aus dem Quenchturm wird einer katalytischen
Verbrennungseinheit 107 zugeführt und ein Teil des verbrannten
Prozessabluftgases 3 wird nach Kühlung in den ersten katalytischen
Oxidationsreaktor 102 als Wasserdampf- und Inertgaszustrom
zurückgeführt. Der
Rest des verbrannten Ab luftgases wird über die Leitung 16 in
die Atmosphäre
entsorgt. Zusätzliche
Luft 15 can dem Prozess-Abluftgas 14 zugesetzt
werden, um die Verbrennungsbedingungen anzupassen.
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Die
folgenden Beispiele illustrieren die vorliegende Erfindung detaillierter:
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Beispiel 1
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Eine
Gasmischung (Zuführgas)
beinhaltend 0,990 kg/Stunde Propylen (SVP =
166 Stunde–1,
bezogen auf die zweite Reaktionsstufe) und 4,890 kg/Stunde befeuchtete
Luft enthaltend 0,220 kg/Stunde Wasser wurde in einem zweistufigen
Oxidationsreaktor, wie in 1 beschrieben,
in den Reaktor der ersten Stufe eingebracht (Propylen 10,1 Mol-%,
Sauerstoff (als Luft) 15,5 Mol-%, Wasser 6,0 Mol-%). Zusätzlich wurde
1,650 kg/Stunde trockene Luft in den Reaktor der zweiten Stufe eingebracht.
Die Oxidationsreaktoren wurden mit einem kommerziell erhältlichen,
Mo-Co-Bi-basierten Katalysator in der ersten Stufe und mit einem
Mo-V-W-basierten Katalysator in der zweiten Stufe beschickt.
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Unter
den folgenden Bedingungen betrug die Ausbeute an AS 86,36 Mol-%,
die Umsetzung von Propylen 97,54 Mol-% und die Umsetzung von Acrolein
97,57 Mol-%:
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
erste Stufe: | 335,4°C |
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
zweite Stufe: | 296,3°C |
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Der
Kopf des Quenchturms wurde mit 0,939 kg/Stunde Prozesswasser beinhaltend
0,005 kg/h Hydrochinon, beschickt, was in einer Kopftemperatur von
52,6°C resultierte.
Diese Bedingungen führten
zu einer AS-Konzentration von 83,9 Gewichtsprozess unten im Quenchturm,
einschließlich
1,18 Gewichtsprozent an dimerer AS.
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Der
Seitenstrom, der zwischen dem 5 und 6 Boden des Quenchturms (1,164
kg/Stunde) abgezogen wurde, enthält
5,89 Gewichtsprozent AS und 0,83 Gewichtsprozent Essigsäure, von
dem nach Abtrennung 0,939 kg/Stunde Prozesswasser in den Kopf des
Quenchturms zurückgeführt werden.
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Um
eine vollständige
katalytische Verbrennung des Prozess-Abluftgases zu erreichen, werden
0,585 kg/Stunde trockene Luft der katalytischen Verbrennungseinheit
zugesetzt. Das verbrannte Abgas besteht aus 4,27 Vol.-% Sauerstoff,
80,9 Vol.-% Stickstoff, 3,72 Vol.-% Kohlendioxid und 11,1 Vol.-%
Wasser. Von diesem verbrannten Abgasstrom werden 0,729 kg/Stunde
als Rezyklierungsgas in die erste Reaktionsstufe eingebracht. Das
molare Verhältnis
vom Strom des Rezyklierungsgases zum Strom des Zuführgases
betrugt 0,16, was zu den folgenden molaren Verhältnissen in der Zusammensetzung
des Zuführgases
am Einlass des ersten und des zweiten Reaktors führt: Zusammensetzung
des Zuführgases
an Einlass des ersten Reaktors:
Sauerstoff
(erste Stufe)/Propylen | 1,51 |
Sauerstoff
(zweite Stufe)/Propylen | 0,51 |
Wasser
(erste Stufe)/Propylen | 0,52 |
Strom
des Rezyklierungsgases (erste Stufe)/Strom des Zuführgases | 0,16 |
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Die
Raumzeitausbeute, welche für
AS erhalten wurde, betrug 0,230 kg/(lRh).
Der Kohlenstoffbilanz ist mit einem Wert von 0,7 Mol-% abgeschlossen.
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Beispiel 2
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Eine
Gasmischung (Zuführgas)
beinhaltend 0,947 kg/Stunde Propylen (SVP =
160 Stunde–1,
bezogen auf die zweite Reaktionsstufe) und 4,733 kg/Stunde befeuchtete
Luft enthaltend 0,687 kg/Stunde Wasser wurde in einem zweistufigen
Oxidationsreaktor, wie in 1 beschrieben,
in den Reaktor der ersten Stufe eingebracht (Propylen 10,0 Mol-%,
Sauerstoff (als Luft) 15,3 Mol-%, Wasser 17,0 Mol-%). Zusätzlich wurde
1,583 kg/Stunde trockene Luft in den Reaktor der zweiten Stufe eingebracht.
Die Oxidationsreaktoren wurden mit einem kommerziell erhältlichen,
Mo-Co-Bi-basierten Katalysator in der ersten Stufe und mit einem
Mo-V-W-basierten Katalysator in der zweiten Stufe beschickt.
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Unter
den folgenden Bedingungen betrug die Ausbeute an AS 88,44 Mol-%,
die Umsetzung von Propylen 98,73 Mol-% und die Umsetzung von Acrolein
98,86 Mol-%:
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
erste Stufe: | 353,6°C |
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
zweite Stufe: | 278,4°C |
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Der
Kopf des Quenchturms wurde mit 0,537 kg/Stunde Prozesswasser beinhaltend
0,008 kg/Stunde Hydrochinon, beschickt, was in einer Kopftemperatur
von 51,7°C
resultierte. Diese Bedingungen führten
zu einer AS-Konzentration von 68,8 Gewichtsprozent unten im Quenchturm,
einschließlich
0,57 Gewichtsprozent an dimerer AS. Die kondensierte Phase des Prozess-Abluftgases,
welches den Kopf des Quenchturms verlässt (0,275 kg/Stunde), enthält 3,12
Gewichtsprozent AS, der Verlust an AS-Ausbeute über den Kopf des Quenchturms
betrugt 0,53 Mol-%.
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Der
Seitenstrom, der zwischen dem 5 und 6 Boden des Quenchturms (0,879
kg/Stunde) abgezogen wurde, enthält
14,4 Gewichtsprozent AS und 0,71 Gewichtsprozent Essigsäure, von
dem nach Abtrennung 0,450 kg/Stunde Prozesswasser in den Kopf des
Quenchturms zurückgeführt werden. Zusammensetzung
des Zuführgases
an Einlass des ersten und des zweiten Reaktors:
Sauerstoff
(erste Stufe)/Propylen | 1,53 |
Sauerstoff
(zweite Stufe)/Propylen | 0,51 |
Wasser
(erste Stufe)/Propylen | 1,70 |
Strom
des Rezyklierungsgases (erste Stufe)/Strom des Zuführgases | 0 |
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Die
Raumzeitausbeute, welche für
AS erhalten wurde, betrug 0,226 kg/(lRh).
Der Kohlenstoffbilanz ist mit einem Wert von 2,86 Mol-% abgeschlossen.
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Beispiel 3
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Eine
Gasmischung (Zuführgas)
beinhaltend 0,965 kg/Stunde Propylen (SVP =
163 Stunde–1,
bezogen auf die zweite Reaktionsstufe) und 4,923 kg/Stunde befeuchtete
Luft enthaltend 0,173 kg/Stunde Wasser wurde in einem zweistufigen
Oxidationsreaktor, wie in 1 beschrieben,
in den Reaktor der ersten Stufe eingebracht. Zusätzlich wurde 1,304 kg/Stunde
trockene Luft in den Reaktor der zweiten Stufe eingebracht. Die
Oxidationsreaktoren wurden mit einem kommerziell erhältlichen,
Mo-Co-Bi-basierten Katalysator in der ersten Stufe und mit einem
kommerziell erhältlichen
Mo-V-W-basierten Katalysator in der zweiten Stufe beschickt.
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Unter
den folgenden Bedingungen betrug die Ausbeute an AS 85,20 Mol-%,
die Umsetzung von Propylen 97,40 Mol-% und die Umsetzung von Acrolein
98,95 Mol-%:
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
erste Stufe: | 337,5°C |
Hochtemperatur-Salzbadtemperatur
zweite Stufe: | 289,0°C |
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Der
Kopf des Quenchturms wurde mit 1,116 kg/Stunde Prozesswasser beinhaltend
0,045 kg/h Hydrochinon, beschickt, was in einer Kopftemperatur von
54,6°C resultierte.
Diese Bedingungen führten
zu einer AS-Konzentration von 89,0 Gewichtsprozess unten im Quenchturm,
einschließlich
1,1 Gewichtsprozent an dimerer AS. Die kondensierte Phase des Prozess-Abluftgases,
welches den Kopf des Quenchturms verlässt, enthält 3,00 Gewichtsprozent AS,
der Verlust an AS-Ausbeute über
den Kopf des Quenchturms betrugt 1,19 Mol-%.
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Der
Seitenstrom, der zwischen dem 5 und 6 Boden des Quenchturms (1,21
kg/Stunde) abgezogen wurde, enthält
14,6 Gewichtsprozent AS und 1,24 Gewichtsprozent Essigsäure.
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Um
eine vollständige
katalytische Verbrennung des Prozess-Abluftgases zu erreichen, werden
0,183 kg/Stunde trockene Luft der katalytischen Verbrennungseinheit
zugesetzt. Das verbrannte Abgas besteht aus 2,51 Vol.-% Sauerstoff,
82,8 Vol.-% Stickstoff, 4,40 Vol.-% Kohlendioxid und 10,3 Vol.-%
Wasser. Von diesem verbrannten Abgasstrom werden 0,730 kg/Stunde
als Rezyklierungsgas in die erste Reaktionsstufe eingebracht. Das
molare Verhältnis
vom Strom des Rezyklierungsgases zum Strom des Zuführgases
betrugt 0,13, was zu den folgenden molaren Verhältnissen in der Zusammensetzung
des Zuführgases
am Einlass des ersten und des zweiten Reaktors führt: Zusammensetzung
des Zuführgases
an Einlass des ersten und des zweiten Reaktors:
Sauerstoff
(erste Stufe)/Propylen | 1,56 |
Sauerstoff
(zweite Stufe)/Propylen | 0,41 |
Wasser
(erste Stufe)/Propylen | 0,42 |
Strom
des Rezyklierungsgases (erste Stufe)/Strom des Zuführgases | 1,49 |
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Die
Raumzeitausbeute, welche für
AS erhalten wurde, betrug 0,221 kg/(lRh).
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Verglichen
mit Beispiel 2 war die Wasserkonzentration am Einlass von einem
molaren Verhältnis
von 1,7 (Wasser (erste Stufe)/Propylen) auf 0,42 reduziert.