EA013346B1 - Способ получения пропилена из пропана - Google Patents

Способ получения пропилена из пропана Download PDF

Info

Publication number
EA013346B1
EA013346B1 EA200701048A EA200701048A EA013346B1 EA 013346 B1 EA013346 B1 EA 013346B1 EA 200701048 A EA200701048 A EA 200701048A EA 200701048 A EA200701048 A EA 200701048A EA 013346 B1 EA013346 B1 EA 013346B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
stream
propane
product
gas stream
gas
Prior art date
Application number
EA200701048A
Other languages
English (en)
Other versions
EA200701048A1 (ru
Inventor
Свен Кронэ
Отто Маххаммер
Гетц-Петер Шиндлер
Original Assignee
Басф Акциенгезелльшафт
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Басф Акциенгезелльшафт filed Critical Басф Акциенгезелльшафт
Publication of EA200701048A1 publication Critical patent/EA200701048A1/ru
Publication of EA013346B1 publication Critical patent/EA013346B1/ru

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C5/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms
    • C07C5/32—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with formation of free hydrogen
    • C07C5/327—Formation of non-aromatic carbon-to-carbon double bonds only
    • C07C5/333—Catalytic processes
    • C07C5/3335—Catalytic processes with metals
    • C07C5/3337—Catalytic processes with metals of the platinum group
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/06—Propene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)

Abstract

Изобретение касается способа получения пропилена из пропана, включающего следующие стадии: А) готовят поток исходного газа а, содержащего пропан; В) подают поток исходного газа а, содержащий пропан, и содержащий кислород газовый поток в зону дегидрирования, где пропан подвергается неокислительному каталитическому автотермическому дегидрированию в пропилен, причем получают газовый поток продукта b, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен, С-углеводороды, окись углерода, двуокись углерода, водяной пар и водород; С) охлаждают газовый поток продукта b и отделяют водяной пар путем конденсации, причем получают газовый поток продукта с, обедненный водяным паром; D) отделяют двуокись углерода абсорбционной очисткой, причем получают газовый поток продукта d, обедненный двуокисью углерода; Е) охлаждают газовый поток продукта d путем конденсации и отделяют жидкий углеводородный поток e1, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен и С-углеводороды, причем остается поток остаточных газов е2, содержащий метан, водород и окись углерода, F) подают жидкий углеводородный поток e1 в первую зону дистилляции и разделяют на поток f1, содержащий пропан, пропилен и С-углеводороды, и поток f2, содержащий этан и этилен; G) подают поток f1 во вторую зону дистилляции и разделяют на поток продукта g1, содержащий пропилен, и поток g2, содержащий пропан и С-углеводороды.

Description

Изобретение касается способа получения полипропилена из пропана.
В промышленных масштабах пропилен получают дегидрированием пропана.
В способе дегидрирования пропана в пропилен, известном как процесс ИОР-О1еДех, поток исходного газа, содержащего пропан, предварительно нагревается до температуры 600-700°С и обезвоживается в реакторе дегидрирования с подвижным слоем катализатора, содержащего платину на оксиде алюминия, причем получается газовый поток продукта с преимущественным содержанием пропана, пропилена и водорода. Кроме этого, в газовом потоке продукта содержатся образованные в результате крекинга низкокипящие углеводороды (метан, этан, этилен), а также в незначительном количестве высококипящие углеводороды (С4 +-углеводороды). Газовая смесь продукта охлаждается и сжимается в нескольких ступенях. Затем С2- и С3-углеводороды и высококипящие углеводороды конденсируются в так называемом «золотом ящике» (Со1б Вох) и отделяются от образованного при дегидрировании водорода и метана. Жидкий углеводородный конденсат затем разделяется перегонкой, причем в первой колонне отделяются С2-углеводороды и остаточный метан, а во второй дистилляционной колонне поток С3-углеводородов разделяется на фракцию пропилена с высокой степенью чистоты и фракцию пропилена, которая содержит также С4 +-углеводороды.
В таком способе невыгодным являются потери С3-углеводородов вследствие конденсации в «золотом ящике». Из-за большого количества водорода, образующегося при дегидрировании, и на основании фазового равновесия вместе с потоком отходящего газа, содержащего водород и метан, выводится также большое количество С3-углеводородов, если конденсация осуществляется при не очень низких температурах. Таким образом, следует работать при температурах от -20 до -120°С, чтобы ограничить потерю С3-углеводородов, выводимых с потоком отходящего газа из водорода и метана.
Целью изобретения является создание усовершенствованного способа дегидрирования пропана в пропилен.
Задача решается способом получения пропилена из пропана, включающим следующие стадии:
A) подготавливают поток исходного газа а, содержащего пропан;
B) подают поток исходного газа а, содержащего пропан, и содержащий кислород газовый поток в зону дегидрирования, где пропан подвергается неокислительному каталитическому автотермическому дегидрированию в пропилен, причем получают газовый поток продукта Ь, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен, С4 +-углеводороды, окись углерода, двуокись углерода, водяной пар и водород;
C) охлаждают газовый поток продукта Ь и отделяют водяной пар путем конденсации, причем получают газовый поток продукта с, обедненный водяным паром;
Б) отделяют двуокись углерода абсорбционной очисткой, причем получают газовый поток продукта б, обедненный двуокисью углерода;
Е) охлаждают газовый поток продукта б и отделяют путем конденсации жидкий углеводородный поток е1, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен и С4 +-углеводороды, причем остается поток остаточных газов е2, содержащий метан, водород и окись углерода;
Е) подают жидкий углеводородный поток е1 в первую зону дистилляции и разделяют на поток 11, содержащий пропан, пропилен и С4 +-углеводороды, и поток 12, содержащий этан и этилен;
С) подают поток а1 во вторую зону дистилляции и разделяют на поток продукта д1, содержащий пропилен, и поток §2, содержащий пропан и С4 +-углеводороды.
На стадии А) способа подготавливается поток исходного газа, содержащий пропан. В общем случае он содержит не менее 80 об.% пропана, предпочтительно 90 об.% пропана. Кроме того, поток содержащего пропан исходного газа а в общем случае включает еще бутаны (н-бутан, изобутан). Типичные составы потока исходного газа, содержащего пропан, опубликованы в БЕ-А 10246119 и БЕ-А 10245585. Обычным образом поток содержащего пропан исходного газа получают из летучего петролейного газа (ЛПГ).
На стадии В) способа поток исходного газа, содержащего пропан, подается в зону дегидрирования и подвергается неокислительному каталитическому дегидрированию. При этом пропан в реакторе дегидрирования частично дегидрируется в пропилен на активном к дегидрированию катализаторе. Наряду с этим образуется водород и в небольших количествах метан, этан, этилен и С4 +-углеводороды (н-бутан, изобутан, бутилены, бутадиен). Кроме того, в газовой смеси продукта неокислительного каталитического автотермического дегидрирования получаются оксиды углерода (СО, СО2), в особенности СО2, вода и в небольших количествах инертные газы. Инертные газы (азот) вносятся с потоком кислорода, применяемого при автотермическом дегидрировании, если не используется чистый кислород. В газовой смеси продукта присутствует также непреобразованный пропан.
Процесс неокислительного каталитического дегидрирования проводится в автотермическом режиме. Для этого к смеси химически активных газов дегидрирования пропана как минимум в одной реакционной зоне дополнительно подмешивается кислород; содержащийся в смеси химически активных газов водород и/или углеводород, по меньшей мере, частично сгорает, вследствие чего по меньшей мере часть нужной для дегидрирования теплоты генерируется но меньшей мере в одной реакционной зоне непосредственно в смеси химически активных газов.
Особенностью неокислительного метода по сравнению с окислительным является, по меньшей ме
- 1 013346 ре, промежуточное образование водорода. При окислительном дегидрировании свободный водород не образуется в достаточном количестве.
Неокислительное каталитическое дегидрирование пропана в принципе может проводиться в реакторах всех типов, известных из уровня техники. Сравнительно подробное описание пригодных типов реакторов согласно изобретению содержится также в работе Са1а1убса® 81иб1е5 Όίνίδίοη, ΘχίάαΙίνο Эейубгодепабоп апб АЙегпабте Пейубгодепабоп Ргосеккек («Исследовательский отдел Са1а1у11са®. Процессы окислительного и альтернативного дегидрирований») (81ибу ИитЬег 4192 ΟΌ, 1993, 430 Регдикоп Опте. МоиЩат У|е\у. СабГогша. 94043-5272, И8А). Подходящей формой реактора является трубчатый реактор с неподвижным катализатором или кожухотрубный реактор. В нем катализатор (дегидрирующий катализатор и при необходимости катализатор окисления) находится в виде неподвижного слоя в реакционной трубе или в секции реакционных труб. Обычный внутренний диаметр реакционной трубы составляет от 10 до 15 см. Типичный дегидрирующий кожухотрубный реактор имеет от 300 до 1000 реакционных труб. Температура внутри реакционной трубы колеблется обычно в диапазоне от 300 до 1200°С, предпочтительно от 500 до 1000°С. Рабочее давление лежит обычно в пределах между 0,5 и 8 бар, зачастую между 1 и 2 бар при использовании низкого разрежения водяного пара, но может быть также в пределах от 3 до 8 бар при использовании высокого разрежения водяного пара (соответственно так называемому «процессу активного преобразования пара» (8ТАК-процесс) или способу Линде) для дегидрирования пропана или бутана компании Филипс Петролеум. Типичные нагрузки на катализатор (ОН8У) составляют 500-2000 циклов/ч относительно используемого углеводорода. Катализатор может быть, например, круглой или цилиндрической формы (полой или заполненной).
Неокислительное каталитическое автотермическое дегидрирование пропана может также выполняться, в соответствии с процессом 8патргодей1/¥аг8ш1е7-РВП, как гетерогенный каталитический процесс в кипящем слое. При этом целесообразно задействовать два соседних кипящих слоя, один из которых, как правило, находится в состоянии регенерации. Рабочее давление составляет обычно 1-2 бара, температура дегидрирования, как правило, лежит в пределах от 550 до 600°С. Необходимая для дегидрирования теплота может при этом доставляться в реакционную систему, в которой дегидрирующий катализатор предварительно нагревается до температуры реакции. Благодаря подмешиванию содержащей кислород подпитки можно отказаться от предварительного нагревания, а необходимая теплота вырабатывается непосредственно в системе реактора благодаря сгоранию водорода и/или углеводородов в присутствии кислорода. При необходимости может быть подмешана подпитка, содержащая водород.
Неокислительное каталитическое автотермическое дегидрирование пропана предпочтительно проводится в полочном реакторе. Он содержит один или несколько последовательно расположенных слоев катализатора. Число слоев катализатора может быть от 1 до 20, целесообразно иметь от 1 до 6 слоев, предпочтительно 1-4, а наиболее предпочтительно 1-3 слоя. Реакционный газ обтекает слои катализатора радиально или аксиально. В общем случае такой полочный реактор работает с одним слоем катализатора. В простейшем случае неподвижные слои катализатора в шахтном реакторе расположены аксиально и/или в кольцевых зазорах концентрически установленных цилиндрических колосниковых решеток. Шахтный реактор соответствует решетчатой полке. Проведение дегидрирования в одном отдельном шахтном реакторе соответствует одной форме исполнения. В другой предпочитаемой форме исполнения дегидрирование проводится в полочном реакторе с 3 слоями катализатора.
В общем случае количество содержащего кислород газа, добавляемого к газовой реакционной смеси, выбирается таким, чтобы при сгорании имеющегося в газовой реакционной смеси водорода и, в некоторых случаях, присутствующих в реакционной газовой смеси углеводородов и/или присутствующего в виде кокса углерода было выработано достаточное количество теплоты, необходимое для дегидрирования пропана. В общем случае общее количество подводимого кислорода относительно общего количества пропана составляет от 0,001 до 0,5 моль/моль, предпочтительно 0,005-0,25 моль/моль, а наиболее предпочтительно отношение 0,05-0,25 моль/моль. Кислород может подводиться либо в чистом виде, либо как кислородсодержащий газ с наличием инертных газов. Однако для предотвращения больших потерь пропана и пропилена при обработке (см. ниже) существенным условием является то, чтобы содержание кислорода в подаваемом кислородсодержащем газе было высоким и составляло по меньшей мере 50 об.%, предпочтительно не менее 80 об.%, а более предпочтительно не менее 90 об.%. Особенно предпочтительным кислородсодержащим газом является чистый кислород с содержанием О2 около 99 об.%.
Для образования теплоты сжигается водород, образованный при каталитическом дегидрировании пропана, а также, при необходимости, водород, добавленный дополнительно к реакционной газовой смеси как водородсодержащий газ. Предпочтительно должно присутствовать столько водорода, чтобы мольное отношение Н2/О2 в смеси реакционных газов после подачи кислорода составляло от 1 до 10, предпочтительно от 2 до 5 моль/моль. Это справедливо в многоступенчатых реакторах для каждой промежуточной подачи кислородсодержащего и водородсодержащего газа.
Сжигание водорода осуществляется в присутствии катализатора. Применяемый катализатор дегидрирования в общем случае активизирует также сжигание углеводородов и водорода с кислородом, так что, в принципе, не требуется другой специальный катализатор окисления, отличающийся от него. В од
- 2 013346 ной конструктивной форме способа работа ведется в присутствии одного или нескольких катализаторов окисления, которые селективно активизируют сжигание водорода с кислородом в присутствии углеводородов. Горение этих углеводородов с кислородом до СО, СО2 и воды протекает из-за этого только в ограниченных пределах. Предпочтительно располагать катализатор дегидрирования и катализатор окисления в разных реакционных зонах.
При многоступенчатом ведении реакции катализатор окисления может быть расположен только в одной реакционной зоне, в нескольких или во всех зонах.
Предпочтительно катализатор, который селективно активизирует окисление водорода, располагать в тех местах реактора, в которых парциальное давление кислорода более высокое, чем в других местах, в частности вблизи мест подачи кислородсодержащего газа. Подача кислородсодержащего газа и/или водородсодержащего газа может осуществляться в одном месте или в нескольких местах реактора.
В одной форме выполнения способа согласно изобретению промежуточная подача кислородсодержащего газа и водородсодержащего газа осуществляется перед каждой решеткой полочного реактора. В другой форме выполнения способа согласно изобретению промежуточная подача кислородсодержащего газа и водородсодержащего газа осуществляется перед каждой решеткой полочного реактора за исключением первой решетки. В одной форме выполнения за каждым местом подачи имеется слой из специального катализатора окисления, за которым следует слой из дегидрирующего катализатора. В другой форме выполнения нет никакого специального катализатора окисления. Температура дегидрирования составляет в общем случае 400-1100°С, давление в последнем слое катализатора полочного реактора в общем случае равно 0,2-5 бар, предпочтительно от 1 до 3 бар. Нагрузка на катализатор (ОН8У) составляет в общем случае от 500 до 2000 ч-1, в режиме большой загрузки может быть также равна до 100000 ч-1, предпочтительно от 4000 до 6000 ч-1.
Предпочтительный катализатор, который селективно активизирует сжигание водорода, содержит окиси и/или фосфаты, выбранные из группы, состоящей из окисей и/или фосфатов германия, олова, свинца, мышьяка, сурьмы или висмута. Следующий предпочтительный катализатор, который активизирует горение водорода, содержит благородный металл VIII и/или I подгруппы.
Применяемые катализаторы дегидрирования имеют в общем случае носитель и активную массу. Носитель состоит при этом, как правило, из теплостойкой окиси или смеси окислов. Предпочтительно дегидрирующие катализаторы содержат в качестве носителя окись металла, выбранную из группы, состоящей из двуокиси циркония, окиси цинка, окиси алюминия, двуокиси кремния, окиси титана, оксида магния, оксида лантана, оксида церия и других смесей. Предпочтительными носителями являются двуокись циркония и/или двуокись кремния, особенно предпочтительными являются смеси из двуокиси циркония и двуокиси кремния.
Активные массы дегидрирующих катализаторов содержат в общем случае один или несколько элементов VIII подгруппы, предпочтительно платину и/или палладий, особенно предпочтительно платину. В добавление к этому дегидрирующие катализаторы могут иметь в общем случае один или несколько элементов I и/или II главной группы, предпочтительно калий и/или цезий. Далее дегидрирующие катализаторы могут содержать один или несколько элементов III подгруппы, включая лантаниды и актиниды, предпочтительно лантан и/или церий. Наконец, дегидрирующие катализаторы могут включать один или несколько элементов III и/или IV главной группы, предпочтительно один или несколько элементов из группы, состоящей из бора, галлия, кремния, германия, олова и свинца, особенно предпочтительно олово. В предпочтительной форме исполнения дегидрирующий катализатор содержит по меньшей мере один элемент VIII подгруппы, по меньшей мере один элемент I и/или II главной группы, по меньшей мере один элемент III и/или IV главной группы и по меньшей мере один элемент III подгруппы, включая лантаниды и актиниды.
Например, согласно изобретению могут применяться все дегидрирующие катализаторы, которые опубликованы в \\'О 99/46039, И8 4788371, ЕР-А 705136, \\'О 99/29420, И8 5220091, И8 5430220, И8 5877369, ЕР 0117146, ΌΕ-Α 19937106, ΌΕ-Α 19937105 и ΌΕ-Α 19937107. Для описанных выше вариантов автотермического дегидрирования пропана особенно предпочтительны катализаторы согласно примерам 1, 2, 3 и 4 патента ΌΕ-Α 19937107.
Автотермическое дегидрирование пропана проводится в присутствии водорода. Подаваемый водяной пар служит носителем теплоты и поддерживает газообразование органических отложений на катализаторах, благодаря чему предотвращается коксование катализаторов и увеличивается их срок службы. При этом органические отложения превращаются в окись углерода, двуокись углерода и, в некоторых случаях, в воду.
Дегидрирующий катализатор может регенерироваться любым известным способом. Так, к реакционной газовой смеси может подаваться водяной пар или время от времени подводиться содержащий кислород газ при повышенной температуре через засыпку катализатора и выжигаться осажденный углерод. Из-за разжижения водяным паром нарушается равновесие с продуктами дегидрирования. При известных условиях катализатор восстанавливается после регенерации водородсодержащим газом.
При автотермическом дегидрировании пропана получается газовая смесь, которая в общем случае имеет следующий состав: 10-45 об.% пропана, 5-40 об.% пропилена, 0-5 об.% метана, этана, этилена и
- 3 013346
С4 +-углеводородов, 0-5 об.% двуокиси углерода, 0-20 об.% водяного пара и 0-25 об.% водорода, а также от 0 до 5 об.% инертного газа.
Газовый поток продукта Ь при выходе из зоны дегидрирования поднимается в общем случае при давлении 1-5 бар, предпочтительно 1,5-3 бара и имеет температуру в диапазоне от 400 до 700°С.
Газовый поток продукта Ь может быть разделен на два парциальных потока, причем один поток возвращается в зону дегидрирования, в соответствии со способом рециркуляции газа, описанным в ΌΕ-Ά 10211275 и ΌΕ-Ά 10028582.
На стадии С) способа из газового потока продукта прежде всего выделяется вода. Сепарация воды выполняется путем конденсации, охлаждения и, при необходимости, сжатия газового потока продукта Ь и может выполняться в одну или несколько ступеней охлаждения и, при необходимости, сжатия. В общем случае газовый поток продукта Ь для этого охлаждается до температуры в пределах от 30 до 80°С, предпочтительно от 40 до 65°С. Дополнительно газовый поток продукта может быть сжат, например, до давления в пределах от 5 до 25 бар.
В одной форме выполнения способа согласно изобретению газовым поток продукта Ь пропускается через каскад теплообменников и сначала охлаждается до температуры от 50 до 200°С, а затем в башне быстрого охлаждения дополнительно охлаждается водой до температуры в пределах от 40 до 80°С, например до 55°С. При этом конденсируется большая часть водяного пара, а также часть содержащихся в газовом потоке продукта Ь С4 +-углеводородов, в особенности С5 +-углеводороды. Получается газовый поток продукта с, обедненный водяным паром. В общем случае в нем еще содержится 0-5 об.% водяного пара. Для практически полного удаления воды из газового потока продукта с может быть предусмотрено высушивание с помощью молекулярного сита.
На стадии Ό) способа из газового потока продукта с выделяется двуокись углерода путем абсорбционной очистки газа, причем получается газовый поток продукта б, обедненный двуокисью углерода. Абсорбционной очистке двуокиси углерода может предшествовать особая ступень сжигания, в которой окись углерода селективно окисляется до двуокиси углерода.
Для сепарации СО2 в общем случае применяется раствор едкого натра, раствор едкого калия или раствор алканоламина в качестве промывочной жидкости, предпочтительно применять активированный раствор Ν-метилдиэтаноламина. В общем случае перед проведением абсорбционной очистки газовый поток продукта с сжимается в одной ступени или в несколько ступеней компрессии до давления от 5 до 25 бар.
Получается обедненный двуокисью углерода газовый поток продукта б с содержанием СО2 в общем случае < 100 ррт, предпочтительно менее 10 ррт.
На стадии Е) способа газовый поток продукта б охлаждается и выделяется жидкий поток углеводородов е1, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен и С4 +-углеводороды, причем остается поток остаточного газа е2, содержащий метан, водород и окись углерода. Для этого газовый поток продукта б в общем случае сжимается до давления 5-25 бар и охлаждается до температуры в диапазоне от -10 до 120°С. Сжатие может выполняться в несколько ступеней, например, в три ступени. В форме выполнения способа согласно изобретению перед проведением стадии С) осуществляется одно- или двухступенчатая компрессия газового потока продукта с до давления 5-12 бар и затем одно- или двухступенчатая компрессия газового потока продукта б до давления 10-25 бар. Охлаждение также может осуществляться несколькими ступенями, предпочтительно проводить его в несколько ступеней. Подходящими охлаждающими веществами являются этилен, пропилен и пропан, которые путем сжатия до давления 20 бар и последующего расширения охлаждаются до температур в пределах от -40 до -100°С.
В общем случае охлаждение газового потока продукта осуществляется путем теплообмена с охлаждающим веществом в компрессионном холодильном устройстве (Со1б Вох). Охлаждение может быть многоступенчатым с использованием нескольких контуров охлаждения. Охлаждение может осуществляться несколькими ступенями в одной колонне, причем снижающийся газ в колонне отбирается, охлаждается, (частично) конденсируется и возвращается в колонну. В нижней части колонны собирается конденсат, а из верхней части отбирается не сжиженный газ, который не сконденсировался даже в самом последнем контуре охлаждения.
Благодаря малому содержанию водорода в газовом потоке продукта б как результат дегидрирования на стадии В), выполненного в режиме автотермического дегидрирования с одновременным сжиганием образованного водорода, С3-углеводороды выводятся на стадии разделения Е) преимущественно полностью конденсированными и только небольшая часть С3-углеводородов выходит вместе с отходящим потоком, содержащим водород и метан.
Получается жидкий поток углеводородного конденсата б, который в общем случае содержит в молярных долях 20-60% пропана, 20-60% пропилена, 0-5% метана, 0-5% этана и этилена и 0-5% С4 +углеводородов.
Перед проведением стадии Е) выполняется этап сушки, в котором газовый поток продукта б высушивается путем пропускания через молекулярное сито. Подходящие молекулярные сита известны специалистам. В общем случае этап сушки выполняется после последней ступени сжатия непосредственно перед стадией конденсации Е). Температура высушиваемого газового потока продукта б составляет в
- 4 013346 общем случае 0-50°С, предпочтительно 10-30°С.
После выполнения этапа сушки содержание воды в газовом потоке б составляет менее 500 ррт, предпочтительно менее 100 ррт.
На стадии Е) способа жидкий углеводородный поток е1 подается в первую зону дистилляции и перегонкой разделяется на поток £1, содержащий С3-углеводороды, пропан, пропилен и С4 +-углеводороды, и поток £2, содержащий С2-углеводороды, этан и этилен. Для этого углеводородный поток е1 подается в общем случае в С2/С3 ректификационную колонну с 20-60 теоретическими тарелками в типичном случае, например около 30 теоретических тарелок. Они работают при давлении из диапазона от 12 до 30 бар, например при 25 барах. Температура в нижней части колонны составляет в общем случае 40-100°С, например около 60°С, температура в верхней части колонны составляет от -10 до 10°С, например около 10°С.
Образованный поток £1 из пропана, пропилена и С4 +-углеводородов уходит из нижней части колонны с содержанием этана/этилена в общем случае всего менее 5000 ррт, предпочтительно менее 1000 ррт, более предпочтительно менее 500 ррт.
На стадии способа О) жидкий углеводородный поток £1 подается в первую зону дистилляции и перегонкой разделяется на поток д1, содержащий пропан, и поток д2, содержащий пропан и С4 +углеводороды. Для этого поток углеводородов £1 подается в общем случае в С3 ректификационную колонну («С3-сепаратор»), как правило, с 80-200 теоретическими тарелками, например со 100 теоретическими тарелками. Они работают при давлении в общем случае от 15 до 30 бар, например при 25 барах. Температура в нижней части колонны составляет в общем случае от 40 до 100°С, например около 68°С, температура в верхней части колонны равна от 30 до 60°С, например около 60°С.
Изобретение более подробно иллюстрируется чертежом. На чертеже схематически показана одна из форм выполнения способа согласно изобретению.
Исходный пропан 0, который содержит, например, до 98 об.% пропана и, кроме того, 2 об.% С4 +углеводородов (в основном бутана), подается с возвратным потоком из С3 ректификационной колонны 11, состоящим из пропана и пропилена, в С3/С4 ректификационную колонну 12 и перегонкой разделяется на поток 2а из С4 +-углеводородов, исходящий из нижней части колонны, и поток 2 с содержанием пропана > 99 об.%, исходящий из верхней части колонны.
Поток пропана 2 предварительно нагревается в устройстве предварительного нагрева, например путем теплообмена с потоком продукта 5, до температуры 450°С и при этой температуре поступает в реактор дегидрирования 14. Реактор дегидрирования 3 конструируется предпочтительно как реактор с радиальным потоком. В него подается дополнительно поток водорода 4а и поток кислорода 4Ь из технически чистого кислорода с содержанием кислорода 99 об.%. Газовая смесь продукта 5 выходит из реактора с температурой около 600°С и состоит из пропана, пропилена, метана, этана, этилена, С4-углеводородов, двуокиси углерода, водяного пара и водорода, а также небольшого количества азота. Газовый поток продукта 3 охлаждается в каскаде холодильников до температуры 55°С. В каскаде холодильников 6 конденсируется большая часть водяного пара и отводится в качестве жидкого конденсата 6а1.
Поток 6 сжимается до давления от 2 бар до 15 бар в трехступенчатом компрессоре с промежуточным охлаждением. При этом конденсируется большое количество водяного пара и отводится в виде жидкого конденсата 6а2 и 6а3. Между второй и третьей ступенями компрессии осуществляется отделение двуокиси углерода путем абсорбционной очистки. Для этого сжиженный поток газа направляется в промывную колонну 17 и приводится в контакт с активированным раствором Ν-метилдиэтаноламином в качестве промывочной жидкости. Из отработанной промывочной жидкости снова выделяется двуокись углерода нагреванием в десорбционной колонне и промывочная жидкости регенерируется.
Газовый поток 7, сжатый до давления 15 бар и освобожденный от двуокиси углерода, предварительно охлаждается до температуры 10°С, подводится к ступени сушки 18 и там освобождается от следов воды с помощью молекулярного сита. Для этого используются два параллельных аппарата, оснащенные молекулярными ситами, один из которых постоянно работает в режиме абсорбции, а другой находится в режиме регенерации. Высушенный газовый поток 8, имеющий температуру около 10°С, поступает в Оо1б Вох, где этан, этилен, пропан, пропилен, С4 +-углеводороды и частично метан конденсируются при -40°С и превращаются в жидкую смесь углеводородов 9. При этом остается поток отходящих газов 9а, который содержит небольшую часть С2-углеводородов, присутствовавших в газовом потоке 8, подавляющую часть содержавшегося в газовом потоке 8 метана и практически весь водород, содержавшийся в газовом потоке 8.
Жидкая смесь углеводородов 9 разделяется перегонкой в С2/С3 ректификационной колонне на поток 10 из пропана, пропилена и С3 углеводородов и поток 10а из метана, этана и этилена. Поток 10 подводится в С3 ректификационную колонну 21 и разделяется на поток продукта 11а из пропилена со степенью чистоты 99,5 вес.% и возвратный поток 11, который преимущественно состоит из пропана и, кроме того, содержит еще С4-углеводороды, а также небольшое количество пропилена (около 1 вес.%).
Изобретение более подробно объясняется на приведенных ниже примерах.
- 5 013346
Примеры
Представленный на рисунке вариант способа согласно изобретению смоделирован на компьютере. При этом были приняты следующие технологические параметры.
Пример 1.
Пропускная способность устройства принята равной 350 1<1/а при продолжительности работы 8000 ч, соответственно 43750 кг/ч пропилена.
Исходный пропан содержит около 98 вес.% пропана и 2 вес.% бутана. Содержание бутана уменьшается до 0,01 вес.% в С3/С4 ректификационной колонне с 10 теоретическими ступенями при рабочем давлении 10 бар и флегмовым числом от 0,41.
Поток пропана предварительно нагревается до 450°С, подается в зону дегидрирования и подвергается процессу автотермического дегидрирования. Реакция обмена дегидрирования составляет относительно пропана 50%, селективность образования пропилена составляет 90%. Помимо этого образуется 5% продукта крекинга и 5% СО2 путем полного сгорания. Концентрация воды в выходящем газе зоны дегидрирования составляет 9 вес.%, содержание остаточного кислорода составляет около 0 вес.%, выходная температура газовой смеси продукта равна около 600°С.
Выходящий газ охлаждается при давлении 1,8 бар до температуры 55°С и вода конденсируется до давления насыщенного пара.
Затем газовую смесь продукта сжимают в трех ступенях. В первой ступени компрессора смесь сжимается от 1,8 до 4,5 бар, во второй ступени смесь сжимается от 4,5 до 11 бар и в третьей ступени - от 11 до 18 бар. После каждой ступени компрессии газовая смесь охлаждается до температуры 55°С. После второй ступени компрессии СО2 полностью отделяется из газового потока путем абсорбционной очистки. После третьей ступени компрессии из газовой смеси полностью отделяется остаточная вода.
Затем газовый поток при давлении 18 бар охлаждается до температуры -40°С. При этом конденсируются С2, С3 - и С4 +-углеводороды.
Жидкий углеводородный конденсат разделяется в С2/С3 ректификационной колонне с 30 теоретическими ступенями при давлении 25 бар и с флегмовым числом 0,74. Температура низа колонны составляет 62°С, температура в верхней части колонны равна 10°С. Содержание остаточного этана в кубовом продукте составляет 0,01 вес.%
Продукт из нижней части колонны направляется в пропан/пропилен ректификационную колонну со 100 теоретическими ступенями разделения, действующими при давлении 25 бар с флегмовым числом 30. Температура в нижней части колонны составляет 60°С, в верхней части колонны - 68°С. В верхней секции колонны получается пропилен со степенью чистоты 99,5 вес.%.
Сравнительный пример.
Вместо автотермического дегидрирования проводится изотермическое дегидрирование пропана. В этом случае поток пропана предварительно нагревается до температуры 450°С, направляется в зону дегидрирования и подвергается процессу изотермического дегидрирования. Содержание воды во входящем газовом потоке составляет 50 вес.%. Реакция обмена дегидрирования относительно пропана составляет 50%, селективность образования пропилена составляет 90%. Наряду с этим образуются крекингпродукты до 8% и СО2 до 2%. Температура выходящих газов составляет 600°С.
В табл. 1 (пример 1) и 2 (сравнительный пример) приведены количества (кг/ч) и состав (в массовых долях, Е=1,0) газовых потоков согласно чертежу. Как видно из таблиц, количество С3-углеводородов (пропан и пропилен), которое выводится вместе с потоком водорода 9а, намного выше, чем в примере 1.
Таблица 1 (пример 1)
Кол Поток 1Р 0 1 2а 2 3 4а 4Ь 5 . 6
пчество [ КГ/'ч] 55079,1587 106604,5642 1111,5339 105493,0307 105493,0307 104,9672 14686,0095 120283,3255 114760.3846
БУТАН 0,02 0,0104 0,99 0,0001 0,0001 0 0 0,0001 0.0001
ПРОПАН 0,98 0,9847 0.01 0,9950 0,9950 0 0 0,4363 0.4573
ПРОПИЛЕН 0 0,0046 0 0,0049 0,0049 0 0 0,3790 0,3973
ВОДА 0 0 0 0 0 1 0 0,0924 0,0488
этилен 0 0 0 0 0 0 0 0.0069 0,0073
ЭТАН 0 0 0 0 0 0 0 0,0149 0,0166
СО2 0 0 0 0 0 0 0 0,0435 0,0456
Н2 О 0 0 0 0 0 0 0.0117 0,0123
02 0 0 0 0 0 0 0,99 0 0
N2 0 0 0 0 0 0 0,01 0,0012 0,0013
СО 0 0 0 0 0 0 0 0,0139 0,0145
Температура^ 51 20 50 78,14 26,93 450 350 ' 600 600 55
1— Давление [бар] щ 10 10 Ю 10 1 1,8 1,0 . 1А
- 6 013346
Поток Ιίί 6а1 6а2 6аЭ 7а 7 8а 8
Количество [кг/ч] 5522,9402 3490.4776 1277,7084 5238,1258 104754,0750 845,4069 103908,67
БУТАН 0,0001 0,0001 0,0003 0 0,0001 0 0.0001
ПРОПАН 0,0001 0,0002 0,0005 0 0,5010 0 0,5051
ПРОПИЛЕН 0,0001 0,0004 0,0010 0 0,4352 0 0,4387
ВОДА 0,9991 0.9975 0,9938 0 0,0081 1 0
ЭТИЛЕН 0.0000 0.0000 0,0000 0 0,0080 0 0,0080
ЭТАН 0,0007 0,0018 0,0044 0 0,0169 0 0,0171
СО2 0 0 0 1 0 0 0
Н2 0 0 0 0 0.0134 0 0,0135
02 0 0 0 0 0 0 0
N2 0 0 0 0 0,0014 0 0,0014
СО 0 0 0 0 0,0159 0 0,0160
ТенператураП -) 55 55 55 55 30 40,69 40,69
Давление (бар*) 1,8 4,5 11 11 18,5 18.5 18,5
I Поток № * I 9а 10 10а 11а 11
Количество [кг/ч] 97341,54 6067,1312 95275,41 2566,1305 43750.0001 51525.4055
БУТАН 0,0001 0,0000 0,0001 0 0 0,0002
ПРОПАН 0,5246 0,1908 0,5375 0.0446 0,0048 0,9898
ПРОПИЛЕН 0.4528 0,2117 0,4623 0,1000 0,9950 0,01
ВОДА 0 0 0 0 0 О
ЭТИЛЕН 0,0067 0,0297 00 0,2550 .. 0
ЭТАН 0,0158 0.0369 0,0001 ’ 0,8005 0,0002 0
СО2 0 00 0 0 0 0
Н2 О 0,2319 0 0 0 0
02 0 0 00 0 0 0
N2 0 0,0242 00 0 0 0
СО О 0,2747 00 0 0 0
Теп перату рарс -40 -40 62,47 10.09 59,25 68,07
Давление [бар 18,5 18,5 25 25 25 25
Таблица 2 (сравнительный пример)
I Поток № 0 1 2а 2 3 4 5 6
Г ' ' Количество [кг/ч 1 56643,2497 108336.021 1140,3146 107195,707 107195,707 106668,079 217346.659 115141,928
БУТАН 0.02 0,0105 0,99 0,0001 0,0001 0 0,0000 0,0001
ПРОПАН 0,98 0,9847 0,01 0,0951 0,9951 0 02454 0,4631
ПРОПИЛЕН 0 0,0048 0 0.0048 0.004« 0 0,2131 0,4022
ВОДА 0 0 0 0 0 1 0,4988 0,0545
ЭТИЛЕН 0 0 0 о 0 0 0,0094 0,0177
ЭТАН 0 0 0 0 0 0 0,0067 0,0122
СОЯ 0 0 О 0 О О 0,0098 0,0185
МЕТАН 0 0 0 О 0 0 0.0036 0,0067
Н2 0 0 0 0 0 0 0,0101 0,0191
02 0 0 0 0 0 0 0 0
N2 0 0 0 0 0 0 0 0
СО 0 0 0 0 0 0 0,0031 0,0059
Температура ГС} 20 50 78,14 26,93 450 350 600 55
давление [бар] 10 10 10 10 10 10 1.8 1,8

Claims (8)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ получения пропилена из пропана, включающий следующие стадии, на которых:
    A) готовят поток исходного газа а, содержащего пропан;
    B) поток исходного газа а, содержащего пропан, и содержащий кислород газовый поток подают в зону дегидрирования, где пропан подвергается неокислительному каталитическому автотермическому дегидрированию в пропилен, причем получают газовый поток продукта Ь, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен, С4 +-углеводороды, окись углерода, двуокись углерода, водяной пар и водород;
    C) охлаждают газовый поток продукта Ь и отделяют водяной пар путем конденсации, причем получают газовый поток продукта с, обедненный водяным паром;
    Ό) отделяют двуокись углерода абсорбционной очисткой, причем получают газовый поток продукта б, обедненный двуокисью углерода;
    Е) охлаждают газовый поток продукта б и отделяют путем конденсации жидкий углеводородный поток е1, содержащий пропан, пропилен, метан, этан, этилен и С4 +-углеводороды, причем остается поток остаточных газов е2, содержащий метан, водород и окись углерода;
    Е) подают жидкий углеводородный поток е1 в первую зону дистилляции и разделяют перегонкой на поток £1, содержащий пропан, пропилен и С4 +-углеводороды, и поток £2, содержащий этан и этилен;
    О) подают поток £1 во вторую зону дистилляции и перегонкой разделяют на поток продукта д1, содержащий пропилен, и поток §2, содержащий пропан и С4 +-углеводороды.
  2. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что дополнительно осуществляют стадию (Н), на которой поток д2 и исходный пропан подают в третью зону дистилляции и в третьей зоне дистилляции разделяют перегонкой на исходный газовый поток а и поток, содержащий С4 +-углеводороды.
  3. 3. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что на стадии С) газовый поток продукта Ь охлаждают до температуры в диапазоне от 30 до 80°С.
  4. 4. Способ по одному из пп.1-3, отличающийся тем, что перед выполнением стадии Ό) газовый поток продукта с сжимают до давления от 5 до 25 бар.
  5. 5. Способ по одному из пп.1-4, отличающийся тем, что перед выполнением стадии Е) газовый поток
    - 8 013346 продукта сжимают до давления от 5 до 25 бар.
  6. 6. Способ по одному из пп.1-5, отличающийся тем, что при выполнении стадии Е) газовый поток продукта ά охлаждают до температуры в диапазоне от -10 до -120°С.
  7. 7. Способ по одному из пп.1-6, отличающийся тем, что перед выполнением стадии Е) газовый поток продукта ά высушивают путем пропускания через молекулярное сито.
  8. 8. Способ по одному из пп.1-7, отличающийся тем, что подаваемый на стадии В) кислородсодержащий газовый поток имеет содержание кислорода не менее 90 об.%.
EA200701048A 2004-12-09 2005-12-08 Способ получения пропилена из пропана EA013346B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE102004059355A DE102004059355A1 (de) 2004-12-09 2004-12-09 Verfahren zur Herstellung von Propan zu Propen
PCT/EP2005/013169 WO2006061227A1 (de) 2004-12-09 2005-12-08 Verfahren zur herstellung von propen aus propan

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA200701048A1 EA200701048A1 (ru) 2008-04-28
EA013346B1 true EA013346B1 (ru) 2010-04-30

Family

ID=36021789

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA200701048A EA013346B1 (ru) 2004-12-09 2005-12-08 Способ получения пропилена из пропана

Country Status (17)

Country Link
US (1) US20090240094A1 (ru)
EP (1) EP1824803B1 (ru)
JP (1) JP2008523013A (ru)
KR (1) KR20070086665A (ru)
CN (1) CN100567230C (ru)
AT (1) ATE433431T1 (ru)
AU (1) AU2005313500A1 (ru)
BR (1) BRPI0518873A2 (ru)
CA (1) CA2588583A1 (ru)
DE (2) DE102004059355A1 (ru)
EA (1) EA013346B1 (ru)
ES (1) ES2326902T3 (ru)
MX (1) MX2007006793A (ru)
MY (1) MY144056A (ru)
NO (1) NO20072637L (ru)
TW (1) TW200633968A (ru)
WO (1) WO2006061227A1 (ru)

Families Citing this family (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8207387B2 (en) 2009-06-16 2012-06-26 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Integrated dimethyl ether recovery from an oxygenate-to-olefins process and production of polypropylene
US8624074B2 (en) * 2010-03-22 2014-01-07 Uop Llc Reactor flowscheme for dehydrogenation of propane to propylene
US8603406B2 (en) 2010-08-30 2013-12-10 Uop Llc For drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
US8513149B2 (en) 2010-08-30 2013-08-20 Uop Llc Method for drying regenerated catalyst in route to a propane dehydrogenation reactor
CN102795956B (zh) * 2012-08-30 2015-01-07 惠生工程（中国）有限公司 一种丙烷脱氢制丙烯反应产物的分离方法
JP6446033B2 (ja) * 2014-03-31 2018-12-26 三井化学株式会社 不飽和炭化水素の製造方法
EP3029018A1 (de) * 2014-12-05 2016-06-08 Linde Aktiengesellschaft Verfahren und Anlage zur Gewinnung von Propylen
KR101693114B1 (ko) * 2015-06-22 2017-01-05 주식회사 효성 자가 열공급 탈수소 반응기
CN108713052B (zh) * 2016-04-15 2021-03-19 沙特基础工业全球技术公司 丙烷脱氢方法中废气与c3烃的分离
CN106588548B (zh) * 2016-11-21 2019-05-17 中石化宁波工程有限公司 一种烯烃分离方法
CN109678635B (zh) * 2017-10-19 2022-03-15 中国石油化工股份有限公司 一种饱和烃裂解气分离系统和富乙烷/丙烷饱和烃的利用方法
CA3019803A1 (en) * 2017-11-06 2019-05-06 Nova Chemicals Corporation Controlling carbon dioxide output from an odh process
CN108409524B (zh) * 2018-03-14 2020-12-25 福州大学 一种利用煤促进丙烷氧化脱氢制备丙烯的方法
CN111440044A (zh) * 2020-05-25 2020-07-24 上海卓然工程技术股份有限公司 一种丙烷脱氢装置与乙烯装置联产的工艺方法及系统
CN115231520B (zh) * 2021-04-25 2023-07-28 中国石油大学(北京) 一种钢铁冶炼方法

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4886928A (en) * 1988-09-26 1989-12-12 Uop Hydrocarbon dehydrogenation process
DE19530454A1 (de) * 1995-08-18 1997-02-20 Manfred Prof Dr Baerns Verfahren zur Gewinnung von Propen durch Umsetzung von Propan mit Sauerstoff an Katalysatoren
EP0864359A1 (fr) * 1997-03-13 1998-09-16 Total Raffinage Distribution S.A. Procédé et composition catalytique pour la déshydrogénation d'alcanes en alcènes
US6293999B1 (en) * 1999-11-30 2001-09-25 Uop Llc Process for separating propylene from propane
WO2002083615A1 (de) * 2001-04-17 2002-10-24 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur herstellung von acrylsäure durch heterogen katalysierte gasphasenoxidation von propen mit molekularem sauerstoff in einer reaktionszone

Family Cites Families (17)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3080433A (en) * 1960-06-17 1963-03-05 Standard Oil Co Drying process
US3662017A (en) * 1970-08-04 1972-05-09 Petro Texas Chemical Corp Fouling reduction in oxidative dehydrogenation process
JPS6252550A (ja) * 1985-08-30 1987-03-07 Mitsubishi Electric Corp フオトマスク材料
US4788371A (en) * 1987-12-30 1988-11-29 Uop Inc. Catalytic oxidative steam dehydrogenation process
US5220091A (en) * 1992-02-26 1993-06-15 Phillips Petroleum Company Alkane dehydrogenation
US5344805A (en) * 1993-05-03 1994-09-06 Phillips Petroleum Company Platinum and tin-containing catalyst and use thereof in alkane dehydrogenation
US5530171A (en) * 1993-08-27 1996-06-25 Mobil Oil Corporation Process for the catalytic dehydrogenation of alkanes to alkenes with simultaneous combustion of hydrogen
US5877369A (en) * 1997-10-23 1999-03-02 Phillips Petroleum Company Hydrocarbon conversion catalyst composition and processes therefor and therewith
DE19756292C2 (de) * 1997-12-10 1999-10-28 Mannesmann Ag Katalysator zur Umwandlung paraffinischer Kohlenwasserstoffe in korrespondierende Olefine
DE19937107A1 (de) * 1999-08-06 2001-02-08 Basf Ag Katalysator mit bimodaler Porenradienverteilung
NO316512B1 (no) * 2000-01-25 2004-02-02 Statoil Asa Fremgangsmate og reaktor for autoterm dehydrogenering av hydrokarboner
DE10028582A1 (de) * 2000-06-14 2001-12-20 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Acrolein oder Acrylsäure oder deren Gemischen aus Propan
JP2002356448A (ja) * 2001-05-30 2002-12-13 Sumitomo Chem Co Ltd プロピレンの精製分離方法
DE10211275A1 (de) * 2002-03-13 2003-09-25 Basf Ag Verfahren der kontinuierlichen heterogen katalysierten partiellen Dehydrierung
GB0203058D0 (en) * 2002-02-09 2002-03-27 Bp Chem Int Ltd Production of olefins
GB0204140D0 (en) * 2002-02-22 2002-04-10 Bp Chem Int Ltd Production of olefins
US6994233B2 (en) * 2003-07-16 2006-02-07 Ring Container Technologies, Inc. Vented plastic bottle

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4886928A (en) * 1988-09-26 1989-12-12 Uop Hydrocarbon dehydrogenation process
DE19530454A1 (de) * 1995-08-18 1997-02-20 Manfred Prof Dr Baerns Verfahren zur Gewinnung von Propen durch Umsetzung von Propan mit Sauerstoff an Katalysatoren
EP0864359A1 (fr) * 1997-03-13 1998-09-16 Total Raffinage Distribution S.A. Procédé et composition catalytique pour la déshydrogénation d'alcanes en alcènes
US6293999B1 (en) * 1999-11-30 2001-09-25 Uop Llc Process for separating propylene from propane
WO2002083615A1 (de) * 2001-04-17 2002-10-24 Basf Aktiengesellschaft Verfahren zur herstellung von acrylsäure durch heterogen katalysierte gasphasenoxidation von propen mit molekularem sauerstoff in einer reaktionszone

Also Published As

Publication number Publication date
EP1824803B1 (de) 2009-06-10
KR20070086665A (ko) 2007-08-27
ES2326902T3 (es) 2009-10-21
BRPI0518873A2 (pt) 2008-12-16
ATE433431T1 (de) 2009-06-15
EP1824803A1 (de) 2007-08-29
JP2008523013A (ja) 2008-07-03
CA2588583A1 (en) 2006-06-15
CN101072740A (zh) 2007-11-14
MY144056A (en) 2011-08-15
US20090240094A1 (en) 2009-09-24
EA200701048A1 (ru) 2008-04-28
CN100567230C (zh) 2009-12-09
DE502005007476D1 (de) 2009-07-23
WO2006061227A1 (de) 2006-06-15
MX2007006793A (es) 2007-07-20
AU2005313500A1 (en) 2006-06-15
TW200633968A (en) 2006-10-01
NO20072637L (no) 2007-09-04
DE102004059355A1 (de) 2006-06-14

Similar Documents

Publication Publication Date Title
EA013346B1 (ru) Способ получения пропилена из пропана
CN101087740B (zh) 由丙烷生产丙烯的方法
US7435860B2 (en) Method for the production of butadine from n-butane
KR101256247B1 (ko) Ｎ-부탄으로부터 부타디엔을 제조하는 방법
US7485761B2 (en) Method for producing 1-butene
KR101158589B1 (ko) 부타디엔 및 1-부텐의 제조
EA010744B1 (ru) Способ получения бутадиена из н-бутана
MXPA04012234A (es) Metodo para la produccion de butadieno a partir de n-buteno.
TW200408616A (en) Preparation of 1,2-dichloroethane
EA009786B1 (ru) Способ получения бутадиена
KR102021632B1 (ko) ｎ-부탄으로부터의 부타디엔 및/또는 부텐의 제조 방법
EA009787B1 (ru) Способ получения бутадиена
JP2015530394A (ja) Ｃ４炭化水素流からの酸素の除去によるブタジエンの製造方法
EA010894B1 (ru) Способ получения пропилена из пропана
US20200039901A1 (en) Method for decommisioning and regenerating a reactor for the oxidative dehydrogenation of n-butenes
CN104892339B (zh) 一种由异丁烷制备正丁烷的方法
US20070161841A1 (en) Process for preparing 1-butene
JP2004532283A (ja) アルカンからの不飽和ニトリルの製法
TW200402408A (en) Preparation of unsaturated nitriles

Legal Events

Date Code Title Description
TH4A Publication of the corrected specification to eurasian patent
TH4A Publication of the corrected specification to eurasian patent
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM BY KG MD TJ TM

MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AZ KZ RU