EP3099653A1 - Verdünnung der reaktanden einer oxidativen dehydrierung von alkanen mit kohlendioxid - Google Patents

Verdünnung der reaktanden einer oxidativen dehydrierung von alkanen mit kohlendioxid

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Publication number
EP3099653A1
EP3099653A1 EP15701098.4A EP15701098A EP3099653A1 EP 3099653 A1 EP3099653 A1 EP 3099653A1 EP 15701098 A EP15701098 A EP 15701098A EP 3099653 A1 EP3099653 A1 EP 3099653A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
product stream
reactor
ethane
separation
vol
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Withdrawn
Application number
EP15701098.4A
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Florian Winkler
Andreas Meiswinkel
Desislava TOTA
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Linde GmbH
Original Assignee
Linde GmbH
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 Linde GmbH filed Critical Linde GmbH
Publication of EP3099653A1 publication Critical patent/EP3099653A1/de
Withdrawn legal-status Critical Current

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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
    • C07C5/42—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with a hydrogen acceptor
    • C07C5/48—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with a hydrogen acceptor with oxygen as an acceptor

Definitions

  • the invention relates to a process for the oxidative dehydrogenation (ODH) of an alkane to the corresponding alkene, in particular ethane to ethylene, in which an insert is provided in a reactor having at least alkane and an oxygen-containing oxidant, wherein the alkane in the presence of a
  • Catalyst is converted by oxidative dehydrogenation with oxygen in the reactor to a gaseous product stream having the corresponding alkene.
  • the separation of water may be by condensation, while the separation of nitrogen typically requires low temperatures, i.e., the provision of appropriate refrigeration capacity and the necessary equipment (e.g., refrigeration cycle, distillation).
  • Water on the other hand, can easily be separated at moderate temperatures. The released energy can, to some degree, re-evaporate water and generate steam
  • the water vapor thus generated is generally not sufficient to provide a sufficient amount of diluent, so that additional diluent must be used and / or at least additional energy must be provided.
  • the present invention is therefore an object of the invention to provide a method for the ODH of alkanes, that is less expensive in terms of equipment complexity. This object is achieved by a method having the features of claim 1.
  • a diluent comprising at least C0 2 is provided as constituent of the insert, furthermore the oxygen for the partial oxidation of the alkane (in particular ethane) according to (here, for example, ethane)
  • Ethanfeed is provided.
  • the alkene or ethylene can be further oxidized in side reactions to CO and C0 2 and CO to C0 2 .
  • at least stoichiometric or superstoichiometric addition of the oxygen is prevented that formed in the ODH C0 2 acts as an oxidizing agent.
  • the CO2 acts according to the invention as a diluent and does not or only in very minor importance as an oxidant in the reaction in part.
  • the resulting during the reaction by the complete oxidation C0 2 is separated and as
  • the diluent preferably consists entirely or at least to a significant extent of C0 2 .
  • Total feed stream in the range of 5 vol.% To 90 vol .-%, preferably from 25 vol .-% to 75 vol .-% and particularly preferably from 40 vol .-% to 60 vol .-% for an isothermally operated reactor.
  • the proportion of the diluent in the total feed stream in the range of 50 vol.% To 95 vol .-%, preferably from 60 vol .-% to 90 vol .-% and particularly preferably from 70 vol .-% bis 85% by volume for an adiabatically operated reactor.
  • the diluent preferably contains 10 to 100% by volume C0 2 , preferably 20 to 100% by volume C0 2 , particularly preferably 40 to 100% by volume C0 2 , the remainder, if present, in each case consisting of H 2 O and / or N 2 consists or has these components.
  • H 2 O and N 2 can be used in any ratio.
  • the upper limit for C0 2 in the diluent is in particular 20% by volume, preferably 40% by volume and more preferably 80% by volume.
  • oxygen as the oxidant at least stoichiometrically or in stoichiometric excess in the ODH reaction in particular, the ratio of oxygen to freshly supplied alkane, in particular to freshly fed ethane in the use in the range of 0.50-1.1 (with the units: mol of 0 2 / mol of ethane), preferably of 0.53 -1 (mol 0 2 / mol ethane) and more preferably in the range of 0.55-0.9 (mol 0 2 / mol ethane).
  • an ethane recycle in the ratio of 1/1 to 4/1 (the ratio is thus as Ethanrecycle to fresh Ethandefiniert), preferably 1/2 to 3/1 (ethane recycle / ethane fresh) and more preferably 0 to 2 / 1 (Ethan recycle / Ethan fresh) returned.
  • fresh ethane or alkane is to be understood as ethane or alkane, which is fed into the reactor for the first time.
  • the ethane cycle is formed by the recycling of unreacted ethane.
  • C0 2 present in the product stream is separated off and recycled as a diluent into the reactor.
  • C0 2 is a by-product of the ODH reaction itself and can be externally fed in at the beginning of the process or when starting the plant.
  • the C0 2 can be easily removed from the product stream in a wash (eg Rectisol or amine wash) and returned to the process.
  • a wash eg Rectisol or amine wash
  • the still to be separated from the product stream of the hydrocarbons contained therein components are thus only the resulting CO and the residual oxygen 0 second
  • the waste heat of the ODH reaction can also be used to advantage for the regeneration of C0 2 scrubbing.
  • H 2 O is separated or separated from the product stream upstream of the separation of CO 2 from the product stream (in particular in a separator), the separated H 2 O preferably being converted into steam by means of a steam generator is recycled and in particular as a diluent in the reactor or otherwise used, for example as process steam.
  • oxidation preferably a catalytic oxidation (also referred to as CATOX) in C0 2
  • CATOX catalytic oxidation
  • catalysts such as platinum and palladium can be used.
  • Oxygen may also be harmful to washes (depending on the wash medium used). An oxidation unit thus reduces the risk of
  • upstream of the separation of C0 2 from the product stream of the product stream is compressed, in particular the
  • Compression occurs downstream of the deposition of H 2 0 from the product stream, in particular downstream or upstream of the (in particular catalytic) oxidation for the conversion of CO to C0 2 in the gaseous product stream. Furthermore, it is preferably provided that upstream of the separation of C0 2 from the product stream, a further separation of H 2 0 takes place from the product stream, in particular downstream of the compression of the C0 2 and in particular downstream of the above-mentioned optionally catalytic oxidation. Separated or separated H 2 0 (eg by means of a separator) can in turn be converted into steam by means of a steam generator and in particular returned to the reactor or otherwise used, for example as process steam.
  • the product stream is recompressed or compressed for the first time (see below).
  • downstream of the compression of the product stream which is carried out downstream of the separation of C0 2 from the product stream, 0 2 and in particular CO and / or N 2 (depending on the oxidant used) separated from the product stream, in particular 0 2 and in particular CO in the reactor
  • Nitrogen which in the use of air or
  • oxygen-enriched air is obtained as the oxidizing agent is preferably not returned to the reactor.
  • the alkene, in particular ethylene, in the product stream contained alkane
  • the product flow of the reactor can be compressed either twice or via two compressors or only once or via a compressor.
  • the gaseous product stream is compressed from the product stream before the separation of CO 2 (see above).
  • An ODH of ethane to ethylene is called the
  • the gaseous product stream in the first stage is preferably densified as far as it is for the separation or
  • the first compression or the first compressor can be dispensed with and the described second compression or the second one
  • Compressor becomes mandatory.
  • Compression is necessary or a two-stage compression is provided.
  • pure oxygen is used as the oxidizing agent in the process according to the invention.
  • air or oxygen-enriched air is used as the oxidant.
  • the nitrogen is then preferably separated from the product stream in a rectification column and preferably not recycled to the reactor.
  • FIG. 1 is a schematic representation of a first embodiment of the invention
  • Fig. 2 is a schematic representation of a second embodiment of the
  • Fig. 5 is a schematic representation of a fifth embodiment of
  • FIG. 1 shows a first embodiment of the process according to the invention in which ethane is reacted with oxygen in an oxidative dehydrogenation to form ethylene in a reactor 1, in which gaseous product stream P formed, in addition to ethylene, ethane, CO, CO 2 , H 2 O, and Oxygen is included.
  • the invention will be described herein with reference to the ODH of ethane.
  • Other alkanes can be dehydrogenated analogously oxidative.
  • the ODH takes place in the reactor 1, for example at a pressure in the range from 0.5 bar to 25 bar, preferably from 1 bar to 15 bar and more preferably from 3 bar to 10 bar in the presence of a suitable catalyst (see also below).
  • the separated H 2 O can optionally be vaporized in a steam generator 9 and returned to the reactor 1 or otherwise used.
  • the steam generator can use waste heat from the ODH to generate steam.
  • the gaseous, dried product stream P is introduced from the separator 2 in a compressor 3 and compressed and then placed again in a separator 4 to separate H 2 0 from the product stream P. Separated H 2 O can in turn be supplied to the steam generator 9 and returned as water vapor in the reactor 1 or otherwise used.
  • C0 2 contained in the product stream P is subsequently separated off from the product stream P, for example by means of a wash, and according to the invention into the reactor 1 as
  • FIG. 2 shows a variant of the method according to FIG. 1, in which, in contrast to FIG. 1, downstream of the H 2 O deposition 2 and downstream of the compression 3 of FIG
  • Product stream P is carried out a catalytic oxidation 20, in the
  • Product P contained CO is converted to C0 2 , which is additionally removed in the laundry 5 from the product stream P and is recycled to the reactor 1 as a diluent. Furthermore, this eliminates the distance 7 of 0 2 and CO from the product stream, as indicated in Figure 2, in particular if 0 2 and CO are removed in the CATOX so far that they are not in the ethylene product and in the separation part disturb more.
  • Figure 3 shows a further variant of the method according to the invention, in which, in contrast to Figure 1 or 2, no compression between the two
  • Oxidation 20 in which CO contained in the product stream P is converted to C0 2 , which is additionally removed in the wash 5 from the product stream P and recycled to the reactor 1. Furthermore, this variant provides that air or
  • oxygen-enriched air is added as an oxidizing agent in the reactor 1, wherein N 2 is preferably removed cryogenically in a rectification column 7 but is not returned to the reactor 1.
  • Oxygen-enriched air may be provided via a PSA (pressure swing adsorption) in a known manner.
  • FIG. 4 shows a further variant of the method according to the invention, in which, unlike FIG. 3, no catalytic oxidation 20 is carried out. Not fully reacted CO is then separated 7 after compaction 6 next to 0 2 and N 2 from the product stream P before it is placed in the C2 splitter 8.
  • Fig. 5 shows a further embodiment of the invention
  • a metal oxide catalyst comprising the elements Mo, V, Te, Nb used.
  • This may be, for example, a MoV a Te Nb c O x catalyst, a being preferably in the range from 0.05 to 0.4, and b preferably being in the range from 0.02 to 0.2, and wherein c is preferably in the range of 0.05 to 0.3.
  • x is the molar number of oxygen that binds to the metal atoms of the catalyst, which follows from the relative amount and valence of the metal elements.
  • Mo Mo s Va p Te b q Nb c O x
  • Mo can be present in the oxidation state +5 as well as in the oxidation state +6.
  • V can be present in the oxidation state +4 and +5, depending on the position in the crystal.
  • Niobium is present in the +5 oxidation state.
  • Tellurium is present in the oxidation state +4.
  • the reactor 1 described in the embodiments can be executed both isothermally and adiabatically.
  • Feed compositions (feed stream E):
  • the WHSV weight hourly space velocity
  • the WHSV is preferably in the range of 1.0 kg to 40 kg C 2 H 6 / h / kg cat, preferably in the range of 2 kg to 25 kg C 2 H 6 / h / kg cat, particularly preferably in the range of 5 kg to 20 kg C 2 H 6 / h / kg cat.
  • pressure in the reactor device 1 of 0.5 bar to 25 bar, preferably 1 bar to 15 bar, particularly preferably 3 bar to 10 bar.
  • Feed compositions feed stream E:
  • the WHSV is preferably in the range of 2.0 kg to 50 kg C 2 H 6 / h / kgKat, preferably in the range of 5kg to 30 kg C 2 H 6 / h / kgKat, more preferably in the range of 10 kg to 25 kg C. 2 H 6 / h / kg cat.
  • the proportion of an intermaterial added to the catalyst on the fixed bed can be up to 90% by volume; it is preferably from 30% by volume to 85% by volume, particularly preferably from 50% by volume to 75% by volume.
  • a following optional second or further fixed bed can be carried out without inert material.
  • the apparatus structure can be simplified, since a lesser effort is incurred in the decomposition part. Possibly. can be dispensed with a demethanizer (N 2 - and CO removal) 7. A C0 2 separation from the product is necessary anyway.
  • the regeneration of the detergent can advantageously be effected by waste heat of the reactor 1.
  • the described CATOX 20 causes a synergistic effect.
  • the CATOX 20 increases the C0 2 content for the inert gas cycle (C0 2 ), wherein furthermore a rectification column for CO / C 2 separation is dispensable due to the conversion of CO to C0 2 .
  • additional oxygen removal or reduction means a reduction in detergent degeneration when using e.g.
  • Reaction 1 are returned.
  • Steam is typically used to minimize the N 2 cycle. In the present case can be completely dispensed with steam 9a.
  • the steam generation 9 can be done by the waste heat of the reactor 1 and by the cooling of the product stream P (about 400 ° C).
  • the waiver of steam 9a as a dilution medium has the following advantages:
  • the vapor 9a can be exported, the steam 9a can be used in the decomposition part as a heat transfer, it can be completely dispensed with evaporator.

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur oxidativen Dehydrierung eines Alkans zum korrespondierenden Alken, insbesondere von Ethan zu Ethylen, bei dem in einem Reaktor (1) ein Einsatz umfassend Alkan (insbesondere Ethan), ein Sauerstoff aufweisendes Oxidationsmittel sowie ein CO2 aufweisendes Verdünnungsmittel bereitgestellt werden, wobei Alkan bzw. Ethan in Gegenwart eines Katalysators durch oxidative Dehydrierung mit Sauerstoff in dem Reaktor (1) zu einem Produktstrom (P) umgesetzt wird, der das korrespondierende Alken aufweist. Erfindungsgemäß ist vorgesehen, dass der Sauerstoff als Oxidationsmittel im stöchiometrischen Überschuss verwendet wird.

Description

Beschreibung
Verdünnung der Reaktanden einer oxidativen Dehydrierung von Alkanen mit
Kohlendioxid
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur oxidativen Dehydrierung (ODH) eines Alkans zum korrespondierenden Alken, insbesondere von Ethan zu Ethylen, bei dem in einem Reaktor ein Einsatz bereitgestellt wird, der zumindest Alkan sowie ein Sauerstoff aufweisendes Oxidationsmittel aufweist, wobei das Alkan in Gegenwart eines
Katalysators durch oxidative Dehydrierung mit Sauerstoff in dem Reaktor zu einem gasförmigen Produktstrom umgesetzt wird, der das korrespondierende Alken aufweist.
Die oxidative Dehydrierung von Ethan zu Ethylen ist aus dem Stand der Technik bekannt.
Bei der oxidativen Dehydrierung eines Alkans zum korrespondierenden Alken, insbesondere von Ethan zu Ethylen, handelt es sich um ein stark exothermes
Verfahren. Insbesondere bei der Bildung von Nebenprodukten durch Überoxidation zu CO und C02 wird überproportional viel Wärme freigesetzt. Eine signifikante
Temperaturerhöhung aufgrund der Reaktion begünstigt wiederum die Überoxidation und führt somit zu einer Vernichtung von wertvollen Rohstoffen und insbesondere zur vermehrten Bildung von CO und klimaschädlichem C02.
Als Oxidationsmittel wird bei der oxidativen Dehydrierung in der Regel Sauerstoff verwendet, wobei z. B. aus den Druckschriften L. Liu, H. Jiang, H. Liu, H. Li, "Chapter 7 - Recent Advances on the Catalyst for Activation of C02 in Several Typical Processes" in: New and Future Developments in Catalysis, Elsevier, 189-222 (2013),
US2010087615A1 , CA2561986A1 , US2604495 und US603751 1 auch die Verwendung von C02 als Oxidationsmittel bekannt ist.
Um einerseits die Exothermie der oxidativen Dehydrierung zu beherrschen und andererseits Explosionsgrenzen nicht zu überschreiten, wird der Einsatz (Alkan und Oxidationsmittel, wie z.B. Sauerstoff) daher typischerweise verdünnt. Hierzu verwendet man in der technischen Anwendung in der Regel Stickstoff und/oder Wasserdampf als inertes Verdünnungsmittel, wie es z.B. in den Druckschriften WO20101 15099A1 , WO2010115108A1 , US2005085678A1 , US2001025129 A1 und US4899003A beschrieben wird.
Derartige Verdünnungen führen jedoch zu Problemen im Zerlegungsteil einer solchen Anlage. Die Abtrennung von Wasser kann durch Kondensation erfolgen, während die Abtrennung von Stickstoff typischerweise tiefe Temperaturen erfordert, d.h., die Bereitstellung entsprechender Kälteleistung sowie der dazu notwendigen Apparaturen (z.B. Kältekreislauf, Destillation). Wasser kann hingegen einfach bei moderaten Temperaturen abgetrennt werden. Die frei werdende Energie kann zu einem gewissen Grad wieder zur Verdampfung von Wasser und Dampferzeugung
eingesetzt werden. Allerdings reicht der so erzeugte Wasserdampf in der Regel nicht für die Bereitstellung einer ausreichenden Menge an Verdünnungsmittel aus, so dass auf zusätzliches Verdünnungsmittel zurückgegriffen werden muss und/oder aber zumindest zusätzliche Energie bereitgestellt werden muss.
Hiervon ausgehend liegt der vorliegenden Erfindung daher die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren für die ODH von Alkanen zu schaffen, dass hinsichtlich des apparativen Aufwandes weniger aufwändig ist. Diese Aufgabe wird durch ein Verfahren mit den Merkmalen des Anspruchs 1 gelöst.
Danach wird insbesondere zur Beherrschung der Wärmetönung ein zumindest C02 aufweisendes Verdünnungsmittel als Bestandteil des Einsatzes bereitgestellt, wobei weiterhin der Sauerstoff zur partiellen Oxidation des Alkans (insbesondere Ethan) gemäß (hier am Beispiel Ethan)
2C2H6+02 -> 2C2H4+2H20 mindestens stöchiometrisch oder auch überstöchiometrisch zum Alkan- bzw.
Ethanfeed bereitgestellt wird. Das Alken bzw. Ethylen kann in Nebenreaktionen dabei zu CO und C02 sowie CO zu C02 weiter oxidiert werden. Durch diese mindestens stöchiometrische bzw. überstöchiometrische Beigabe des Sauerstoffs wird verhindert, dass bei der ODH gebildetes C02 als Oxydationsmittel wirkt. Vielmehr wirkt das CO2 gemäß der Erfindung als Verdünnungsmittel und nimmt nicht oder nur in sehr untergeordneter Bedeutung als Oxidationsmittel an der Reaktion teil. Gemäß einer bevorzugten Ausgestaltung der Erfindung wird das während der Reaktion durch die vollständige Oxidation entstehende C02 abgetrennt und als
Verdünnungsmedium recycled, d.h., in den Reaktor zurückgeführt, um den
Einsatzstrom zur besseren und sicheren Reaktionskontrolle zu verdünnen. Das Verdünnungsmittel besteht vorzugsweise vollständig oder zumindest zu einem bedeutenden Teil aus C02.
Ein Nachteil der bewusst eingegangen wird, ist der zusätzliche Aufwand zur
Bereitstellung von Sauerstoff bzw. sauerstoffangereicherter Luft. Hierdurch fällt jedoch in vorteilhafter Weise ein deutlich geringerer Aufwand im Zerlegungsteil des Verfahrens bzw. der entsprechenden Anlage an, da nunmehr kein bzw. wesentlich geringere Mengen an N2 aus dem Produktstrom abzutrennen sind. Desweiteren kann die ohnehin notwendige C02 Abtrennung für den C02 Recycle verwendet werden.
Bevorzugt ist vorgesehen, dass der Anteil des Verdünnungsmittels an dem
Gesamteinsatzstrom im Bereich von 5 Vol.% bis 90 Vol.-%, bevorzugt von 25 Vol.-% bis 75 Vol.-% und besonders bevorzugt von 40 Vol.-% bis 60 Vol.-% für einen isotherm betriebenen Reaktor liegt.
Weiterhin ist bevorzugt vorgesehen, dass der Anteil des Verdünnungsmittels an dem Gesamteinsatzstrom im Bereich von 50 Vol.% bis 95 Vol.-%, bevorzugt von 60 Vol.-% bis 90 Vol.-% und besonders bevorzugt von 70 Vol.-% bis 85 Vol.-%für einen adiabat betriebenen Reaktor liegt.
Bevorzugt enthält das Verdünnungsmittel 10 bis 100 Vol.-% C02, bevorzugt 20 bis 100 Vol.-% C02, besonders bevorzugt 40 bis 100 Vol.-% C02 wobei der Rest, sofern vorhanden, jeweils aus H20 und/oder N2 besteht bzw. diese Komponenten aufweist. H20 und N2 können dabei in beliebigem Verhältnis zueinander eingesetzt werden. Bei einer Zugabe von H20 und/oder N2 empfiehlt sich als Obergrenze für das C02 in dem Verdünnungsmittel insbesondere 20 Vol.-%, bevorzugt 40 Vol.-% und besonders bevorzugt 80 Vol.-%.
Weiterhin ist bevorzugt vorgesehen, dass Sauerstoff als Oxidationsmittel mindestens stöchiometrisch oder im stöchiometrischen Überschuss bei der ODH-Reaktion verwendet wird, wobei insbesondere das Verhältnis von Sauerstoff zu frisch zugeführtem Alkan, insbesondere zu frisch zugeführtem Ethan in dem Einsatz im Bereich von 0,50-1 ,1 (mit den Einheiten: mol 02/ mol Ethan), bevorzugt von 0,53-1 (mol 02/mol Ethan) und besonders bevorzugt im Bereich von 0,55-0,9 (mol 02/ mol Ethan) liegt. Dies gilt sowohl für einen isothermen Reaktor als auch für einen adiabatisch betriebenen Reaktor.
Des Weiteren wird zum frischen Ethan ein Ethanrecycle im Verhältnis 1/1 bis 4/1 (das Verhältnis ist also als Ethanrecycle zu frischem Ethandefiniert), bevorzugt 1/2 bis 3/1 (Ethan recycle/Ethan frisch) und besonders bevorzugt 0 bis 2/1 (Ethan recycle/Ethan frisch) zurückgeführt. Frisches Ethan bzw. Alkan ist vorliegend also als Ethan bzw. Alkan zu verstehen, das erstmalig in den Reaktor eingespeist wird. Der Ethanrecycle hingegen bildet sich durch die Rückführung von nicht umgesetzten Ethan aus. Vorzugsweise ist des Weiteren vorgesehen, dass im Produktstrom vorhandenes C02 abgetrennt und als Verdünnungsmittel in den Reaktor zurückgeführt wird. Bei dem im Produktstrom vorhandenen C02 handelt es sich um bei der oxidativen Dehydrierung entstandenes C02 und um durch den Reaktor geführtes Verdünnungsmittel. Vorteilhafterweise wird zusammen mit dem erfindungsgemäßen C02-Recycle reiner Sauerstoff für die partielle Oxidation als Oxidationsmittel bereitgestellt. Der Sauerstoff kann mittels eines Luftzerlegers oder auch über eine PSA-Anlage
(Druckwechseladsorptionsanlage) bereitgestellt werden. C02 fällt in der Regel bei der ODH-Reaktion selbst als Nebenprodukt an und kann zu Beginn des Verfahrens bzw. beim Anfahren der Anlage bei Bedarf extern eingespeist werden.
Das C02 kann des Weiteren aus dem Produktstrom in einer Wäsche (z.B. Rectisol oder Aminwäsche) leicht entfernt und in den Prozess zurückgeführt werden. Die Verwendung eines solchen C02-Recycles unter Wegfall des Stickstoffs bzw. unter Verwendung eines reduzierten Stickstoffanteils reduziert den Trennungsaufwand im Zerlegungsteil erheblich. Die noch aus dem Produktstrom von den darin enthaltenen Kohlenwasserstoffen abzutrennenden Komponenten sind somit lediglich noch das entstehende CO und der Restsauerstoff 02. Die Abwärme der ODH-Reaktion kann zudem mit Vorteil zur Regenerierung der C02-Wäsche genutzt werden. Bevorzugt ist bei dem erfindungsgemäßen Verfahren weiterhin vorgesehen, dass stromauf der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom H20 aus dem Produktstrom abgetrennt bzw. abgeschieden wird (insbesondere in einem Abscheider), wobei vorzugsweise das abgetrennte H20 mittels eines Dampferzeugers in Wasserdampf umgesetzt wird und insbesondere als Verdünnungsmittel in den Reaktor zurückgeführt wird oder anderweitig verwendet wird, z.B. als Prozessdampf.
Zusätzlich kann erfindungsgemäß vorgesehen sein, dass stromauf der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom im Produktstrom enthaltenes CO mittels einer Oxidation, vorzugsweise einer katalytischen Oxidation (auch als CATOX bezeichnet), in C02 umgesetzt wird, wobei jene Oxidation insbesondere stromab der Abtrennung des H20 aus dem Produktstrom erfolgt. Bei der CATOX können z.B. Katalysatoren wie Platin und Palladium eingesetzt werden.
Diese Oxidation sorgt also mit Vorteil für zusätzliches Verdünnungsmedium im
Produktstrom, das bei der nachfolgenden C02-Abtrennung in den Reaktor recycelt werden kann. Durch eine solche optionale CO-Entfernung kann zusätzlich der Aufwand im Zerlegungsteil minimiert werden, da eine explizite Prozesseinheit zur Abtrennung von CO entfallen kann. Ein weiterer Vorteil einer Oxidationseinheit zur Umsetzung von CO zu C02 besteht darin, dass der Restsauerstoff minimiert bzw. voll umgesetzt wird. Somit können Explosionsgrenzen im Zerlegungsteil leichter eingehalten werden.
Sauerstoff kann des Weiteren für Wäschen (je nach eingesetztem Waschmedium) schädlich sein. Eine Oxidationseinheit verringert somit das Risiko einer
Waschmitteldegeneration. Bei Verwendung einer CATOX ist des Weiteren nach der Wäsche und bei vollständigem CO-Umsatz hauptsächlich Sauerstoff zu entfernen, welcher ebenfalls in den Reaktor zurückgeführt werden kann.
Vorzugsweise ist weiterhin vorgesehen, dass stromauf der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom der Produktstrom verdichtet wird, wobei insbesondere die
Verdichtung stromab der Abscheidung von H20 aus dem Produktstrom erfolgt, insbesondere stromab oder stromauf der (insbesondere katalytischen) Oxidation zur Umsetzung von CO zu C02 im gasförmigen Produktstrom. Weiterhin ist bevorzugt vorgesehen, dass stromauf der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom eine weitere Abtrennung von H20 aus dem Produktstrom erfolgt, insbesondere stromab der Verdichtung des C02 sowie insbesondere stromab der vorgenannten ggf. katalytischen Oxidation. Abgetrenntes bzw. abgeschiedenes H20 (z.B. mittels eines Abscheiders) kann wiederum mittels eines Dampferzeugers in Wasserdampf umgesetzt und insbesondere in den Reaktor zurückgeführt oder anderweitig verwendet werden, z.B. als Prozessdampf.
Weiterhin kann vorgesehen sein, dass stromab der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom der Produktstrom erneut verdichtet wird bzw. zum ersten Mal verdichtet wird (siehe unten).
Vorzugsweise werden stromab der Verdichtung des Produktstroms, die stromab der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom durchgeführt wird, 02 sowie insbesondere CO und/oder N2 (je nach eingesetztem Oxidationsmittel) aus dem Produktstrom abgetrennt, wobei insbesondere 02 sowie insbesondere CO in den Reaktor
zurückgeführt werden. Stickstoff, das bei der Verwendung von Luft bzw.
sauerstoffangereicherter Luft als Oxidationsmittel anfällt, wird vorzugsweise nicht in den Reaktor zurückgeführt.
Weiterhin wird bevorzugt stromab der Verdichtung des Produktstroms, die stromab der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom durchgeführt wird, insbesondere stromab der Abtrennung von 02 sowie insbesondere CO und/oder N2 aus dem Produktstrom, das Alken, insbesondere Ethylen, von im Produktstrom enthaltenen Alkan,
insbesondere Ethan, getrennt, wobei insbesondere das Alkan in den Reaktor zurückgeführt wird.
Wie oben bereits erwähnt, kann der Produktstrom des Reaktors entweder zweimal bzw. über zwei Verdichter oder lediglich einmal bzw. über einen Verdichter komprimiert werden. Gemäß einer Variante der Erfindung wird der gasförmige Produktstrom vor der Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom verdichtet (siehe oben). Hier kann entweder auf den Enddruck komprimiert werden, der benötigt wird, um das Alkan vom Alken zu trennen. Bei einer ODH von Ethan zu Ethylen bezeichnet man die
entsprechende Kolonne auch als C2-Splitter. Die Verdichtung vor der Abtrennung von 02, CO und/oder N2 aus dem Produktstrom (sogenannter Demethanizer, da Ci.
entfernt wird) kann dann entfallen. Bei einer zweistufigen Verdichtung hingegen, wird der gasförmige Produktstrom in der ersten Stufe vorzugsweise soweit verdichtet, wie es für das Abtrennen bzw.
Auswaschen von C02 aus dem Produktstrom notwendig ist. In der zweiten Stufe wird der Produktstrom dann weiter verdichtet bis zum benötigten Druck für die Abtrennung des Alkans vom Alken im Produktstrom bzw. bis zum benötigten Druck für den C2- Splitter.
Findet die ODH-Reaktion bei einem bereits ausreichenden Druck für die Abtrennung von C02 aus dem Produktstrom statt, so kann die erste Verdichtung bzw. der erste Verdichter entfallen und die beschriebene zweite Verdichtung bzw. der zweite
Verdichter wird zwingend.
Bei Verwendung eines erfindungsgemäßen C02-Recycles verringert sich somit deutlich die Gaslast für die Verdichtung im Falle, dass vor der C02-Abtrennung keine
Verdichtung notwendig ist bzw. eine zweistufige Verdichtung vorgesehen wird.
Vorzugsweise wird bei dem erfindungsgemäßen Verfahren reiner Sauerstoff als Oxidationsmittel verwendet. Es ist jedoch alternativ hierzu auch möglich, Luft oder sauerstoffangereicherte Luft als Oxidationsmittel zu verwenden. Der Stickstoff wird dann vorzugsweise in einer Rektifikationskolonne aus dem Produktstrom abgetrennt und bevorzugt nicht in den Reaktor zurückgeführt.
Weitere Merkmale und Vorteile der Erfindung sollen bei der nachfolgenden
Figurenbeschreibung von Ausführungsbeispielen der Erfindung anhand der Figuren erläutert werden.
Es zeigen: Fig. 1 eine schematische Darstellung einer ersten Ausführungsform des
erfindungsgemäßen Verfahrens;
Fig. 2 eine schematische Darstellung einer zweiten Ausführungsform des
erfindungsgemäßen Verfahrens; Fig 3 eine schematische Darstellung einer dritten Ausführungsform des
erfindungsgemäßen Verfahrens;
Fig 4 eine schematische Darstellung einer vierten Ausführungsform des
erfindungsgemäßen Verfahrens; und
Fig. 5 eine schematische Darstellung einer fünften Ausführungsform des
erfindungsgemäßen Verfahrens. Figur 1 zeigt eine erste Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens, bei der in einem Reaktor 1 Ethan mit Sauerstoff in einer oxidativen Dehydrierung zu Ethylen umgesetzt wird, wobei in dem entstehenden, gasförmigen Produktstrom P neben Ethylen Ethan, CO, C02, H20, und Sauerstoff enthalten ist. Die Erfindung wird vorliegend anhand der ODH von Ethan beschrieben. Andere Alkane können analog oxidativ dehydriert werden. Die ODH findet im Reaktor 1 z.B. bei einem Druck im Bereich von 0,5 bar bis 25 bar, bevorzugt von 1 bar bis 15 bar und besonders bevorzugt von 3 bar bis 10 bar in Gegenwart eines geeigneten Katalysators statt (siehe auch unten). Das Reaktoreffluent, d.h., der im Reaktor generierte Produktstrom P, wird sodann in einen Abscheider 2 gegeben, um H20 aus dem Produktstrom P abzuscheiden. Das abgetrennte H20 kann optional in einem Dampferzeuger 9 verdampft und in den Reaktor 1 zurückgeführt oder anderweitig verwendet werden. Der Dampferzeuger kann z.B. zur Dampferzeugung Abwärme der ODH verwenden.
Der gasförmige, getrocknete Produktstrom P wird aus dem Abscheider 2 in einen Verdichter 3 eingeleitet und verdichtet und sodann erneut in einen Abscheider 4 gegeben um H20 aus dem Produktstrom P abzutrennen. Abgetrenntes H20 kann wiederum dem Dampferzeuger 9 zugeführt und als Wasserdampf in den Reaktor 1 zurückgegeben oder anderweitig verwendet werden.
Im Produktstrom P enthaltenes C02 wird anschließend z.B. mittels einer Wäsche aus dem Produktstrom P abgetrennt und erfindungsgemäß in den Reaktor 1 als
Verdünnungsmittel zurückgeführt bzw. verworfen. Nach der Abtrennung des C02 wird der Produktstrom P erneut verdichtet, etwa auf 25bar bis 35bar, wobei anschließend in einer Kolonne CO und noch vorhandener Sauerstoff destillativ aus dem Produktstrom P entfernt werden 7 (sogenannter
Demethanizer, da C^ also insbesondere 02 sowie CO sowie ggf. N2 entfernt werden) und insbesondere in den Reaktor 1 zurückgeführt werden. Anschließend wird der
Produktstrom P in einen C2-Splitter 8 gegeben, in dem im Produktstrom P enthaltenes Ethan von im Produktstrom P enthaltenem Ethylen getrennt wird, wobei das Ethan in den Reaktor 1 zurückgeführt wird. Figur 2 zeigt eine Variante des Verfahrens gemäß Figur 1 , bei der im Unterschied zur Figur 1 stromab der H20-Abscheidung 2 und stromab der Verdichtung 3 des
Produktstroms P eine katalytische Oxidation 20 vorgenommen wird, bei der im
Produktstrom P enthaltenes CO zu C02 umgesetzt wird, das zusätzlich in der Wäsche 5 aus dem Produktstrom P entfernt wird und in den Reaktor 1 als Verdünnungsmittel zurückgeführt wird. Weiterhin kann hierdurch die Entfernung 7 von 02 und CO aus dem Produktstrom entfallen, wie es in Figur 2 angedeutet ist, und zwar insbesondere dann, wenn 02 und CO in der CATOX so weit entfernt werden, dass sie im Ethylenprodukt sowie im Separationsteil nicht mehr stören. Figur 3 zeigt eine weitere Variante des erfindungsgemäßen Verfahrens, bei der im Unterschied zu Figur 1 bzw. 2 keine Verdichtung zwischen den beiden
Wasserabscheidungen 2, 4 vorgesehen ist, sondern lediglich jene katalytische
Oxidation 20, bei der im Produktstrom P enthaltenes CO zu C02 umgesetzt wird, das zusätzlich in der Wäsche 5 aus dem Produktstrom P entfernt wird und in den Reaktor 1 zurückgeführt wird. Weiterhin sieht diese Variante vor, dass Luft oder
sauerstoffangereicherte Luft als Oxidationsmittel in den Reaktor 1 gegeben wird, wobei N2 vorzugsweise kryogen in einer Rektifikationskolonne entfernt wird 7 jedoch nicht in den Reaktor 1 zurückgegeben wird. Sauerstoffangereicherte Luft kann über eine PSA (Druckwechseladsorption) in bekannter Weise bereitgestellt werden.
Figur 4 zeigt eine weitere Variante des erfindungsgemäßen Verfahrens, bei der im Unterschied zur Figur 3 keine katalytische Oxidation 20 vorgenommen wird. Nicht vollständig umgesetztes CO wird dann nach Verdichtung 6 neben 02 und N2 vom Produktstrom P abgetrennt 7, bevor dieser in den C2-Splitter 8 gegeben wird. Schließlich zeigt Fig. 5 eine weitere Ausgestaltung des erfindungsgemäßen
Verfahrens, bei der im Unterschied zur Figur 3 stromab der CATOX 20 eine
Verdichtung des Produktstromes P erfolgt, um den Auswaschgrad von C02 in der nachfolgenden Wäsche 5 zu erhöhen, bei der C02 aus dem Produktstrom P abgetrennt und in den Reaktor 1 zurückgeführt wird,
erhöhen.
Die beschriebenen Ausführungsbeispiele können mit einem beliebigen für die ODH- Reaktion geeigneten Katalysator durchgeführt werden, der unter den
Reaktionsbedingungen stabil ist. Bevorzugt kommt jedoch in den
Ausführungsbeispielen bei der ODH-Reaktion ein Metalloxid-Katalysator aufweisend die Elemente Mo, V, Te, Nb zum Einsatz.
Hierbei kann es sich z.B. um einen Katalysator der Klasse MoVaTe NbcOx handeln, wobei a bevorzugt im Bereich von 0,05 bis 0,4 liegt, und wobei b bevorzugt im Bereich von 0,02 bis 0,2 liegt, und wobei c bevorzugt im Bereich von 0,05 bis 0,3 liegt. In der oben angegebenen Formel MoVaTebNbcOx ist x ist die molare Zahl des Sauerstoffs, der an die Metallatome des Katalysators bindet, welche aus der relativen Menge und Valenz der Metallelemente folgt. Dies kann auch durch die Formel MosVapTeb qNbcOx ausgedrückt werden, wobei s, p, q, r die Oxidationsstufen von Mo, V, Te bzw. Mb sind, und wobei gilt 2 x=s+p a+b q+c r. Mo kann sowohl in der Oxidationsstufe +5 als auch in der Oxidationsstufe +6 vorliegen. V kann in der Oxidationsstufe +4 und +5 vorliegen, in Abhängigkeit von der Position im Kristall. Niob liegt in der Oxidationsstufe +5 vor. Tellur liegt in der Oxidationsstufe +4 vor. Weiterhin kann der in den Ausführungsformen beschriebene Reaktor 1 sowohl isotherm als auch adiabat ausgeführt sein bzw. betrieben werden.
Als Prozessdaten für den Reaktor 1 in Form eines isothermen Reaktors, z.B.
ausgeführt als Salzschmelzereaktor, können zum Beispiel folgende Parameter verwendet werden:
- Druck in der Reaktoreinrichtung 1 von 0,5 bar bis 25 bar, bevorzugt 1 bar bis 15 bar, besonders bevorzugt 3 bar bis 10 bar.
- Temperatur in der Reaktoreinrichtung 1 zwischen 250°C bis 650°C, bevorzugt
280°C bis 550°C, besonders bevorzugt 350°C bis 480°C. - Feedzusammensetzungen (Einsatzstrom E):
bevorzugt 7 Vol.-% bis 86 Vol.-% Ethan, 1 Vol.-% bis 50 Vol.-% 02, 1 Vol.-% bis 90 Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2,
bevorzugt 16 Vol.-% bis 66Vol.-% Ethan, 3 Vol.-% bis 38Vol.-% 02, 5 Vol.-% bis 75 Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2,
besonders bevorzugt 21 Vol.-% bis 55 Vol.-% Ethan, 6 Vol.-% bis 30Vol.-% 02, 16 Vol.-% bis 60 Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2.
- Die WHSV (weight hourly space velocity) liegt vorzugsweise im Bereich von 1.0 kg bis 40 kg C2H6/h/kgKat, bevorzugt im Bereich von 2kg bis 25 kg C2H6/h/kgKat, besonders bevorzugt im Bereich von 5 kg bis 20 kg C2H6/h/kgKat.
Als Prozessdaten für den Reaktor 1 in Form eines adiabaten Reaktors können z.B. folgende Parameter verwendet werden: - Druck in der Reaktoreinrichtung 1 von 0,5 bar bis 25 bar, bevorzugt 1 bar bis 15 bar, besonders bevorzugt 3 bar bis 10 bar.
- Temperatur in der Reaktoreinrichtung 1 zwischen 250°C bis 650°C, bevorzugt
280°C bis 550°C, besonders bevorzugt 350°C bis 480°C.
- Feedzusammensetzungen (Einsatzstrom E):
bevorzugt 3 Vol.-% bis 45 Vol.-% Ethan, 1 Vol.-% bis 26 Vol.-% 02, 5 Vol.-% bis 95 Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2,
bevorzugt 6 Vol.-% bis 35Vol.-% Ethan, 2 Vol.-% bis 20 Vol.-% 02, 12 Vol.-% bis 90 Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2,
besonders bevorzugt 8 Vol.-% bis 25 Vol.-% Ethan, 3 Vol.-% bis 15Vol.-% 02, 28 Vol.-% bis 85Vol.-% C02, Rest H20 und/oder N2,
- die WHSV liegt bevorzugt im Bereich von 2.0 kg bis 50 kg C2H6/h/kgKat, bevorzugt im Bereich von 5kg bis 30 kg C2H6/h/kgKat, besonders bevorzugt im Bereich von 10 kg bis 25 kg C2H6/h/kgKat.
- Der Anteil eines zum Katalysator zugefügten Intermaterials an dem Festbett kann bis zu 90 Vol.-% betragen, er beträgt bevorzugt 30 Vol.-% bis 85 Vol.-%, besonders bevorzugt 50 Vol.-% bis 75 Vol.-%. Ein folgendes optionales zweites oder weiteres Festbett kann ohne Inertmaterial ausgeführt sein.
Durch das vorstehend beschriebene, erfindungsgemäße Verfahren kann der apparative Aufbau vereinfacht werden, da ein geringerer Aufwand im Zerlegungsteil anfällt. Ggf. kann auf einen Demethanizer (N2- und CO-Entfernung) 7 verzichtet werden. Eine C02-Abtrennung aus dem Produkt ist ohnehin notwendig. Durch die Verwendung und Implementierung eines C02 Recycles ist lediglich eine höhere kapazitive
Auslegung der C02-Wäsche nötig, zugunsten von Einsparungen bei der kryogenen Abtrennung und Rückführung von Inerten wie N2 im Zerlegungsteil bzw. thermischen Bereitstellung von Wasserdampf als Verdünnungsmittel. Mittels des CATOX-Systems 20 kann des Weiteren auf einfache Weise CO zu C02 umgesetzt werden und zusätzliches Verdünnungsmittel bereitgestellt werden.
Weiterhin besteht die Möglichkeit bei den vorstehend beschriebenen Verdichtungen die Gaslast zu reduzieren.
Die Gasreinigung erweist sich weiterhin als energieeffizient. Die Wäsche 5 arbeitet in der Regel bei Temperaturen >40°C, während die N2/C2+-Trennung zusätzliche
Kälteleistung unterhalb von -150°C bei ca. 13 bar benötigt. Die Regeneration des Waschmittels kann vorteilhafterweise durch Abwärme des Reaktors 1 erfolgen.
Weiterhin bedingt die beschriebene CATOX 20 einen synergetischen Effekt. Die CATOX 20 erhöht den C02-Anteil für den Inertgasrecycle (C02), wobei weiterhin aufgrund der Umsetzung von CO zu C02 eine Rektifikationskolonne zur CO/C2- Trennung verzichtbar ist.
Eine zusätzliche Entfernung bzw. Verringerung des Sauerstoffes gestattet ferner die Verringerung des Explosionsrisikos und bewirkt eine Einsparung in der
Gasaufreinigung.
Weiterhin bedeutet eine zusätzliche Entfernung bzw. Verringerung des Sauerstoffes eine Verringerung der Waschmitteldegeneration bei Verwendung von z.B.
Aminwäschen 5. Ein Sauerstoffstrom kann leicht abgetrennt werden und in die
Reaktion 1 zurückgeführt werden. Dampf wird in der Regel benutzt, um den N2-Recycle zu minimieren. Vorliegend kann komplett auf Dampf 9a verzichtet werden. Die Dampferzeugung 9 kann durch die Abwärme des Reaktors 1 und durch das Abkühlen des Produktstromes P erfolgen (ca. 400°C). Der Verzicht von Dampf 9a als Verdünnungsmedium hat dabei folgende Vorteile: Der Dampf 9a kann exportiert werden, der Dampf 9a kann im Zerlegungsteil als Wärmeträger benutzt werden, es kann vollständig auf Verdampfer verzichtet werden.
Weiterhin hat das Auskondensieren des Dampfes einen Anstieg des 02-Gehaltes zur Folge. Der Verzicht auf Dampf 9a als Verdünnungsmittel reduziert daher in
vorteilhafterweise das Risiko des Erreichens von Explosionsgrenzen.
Bezugszeichenliste
1 Reaktor
2 Abscheider
3 Verdichter
4 Abscheider
5 C02-Abtrennung (z.B. Wäsche)
6 Verdichter
7 Abtrennung 02, CO und/oder N2
8 C2-Splitter (Trennung von Ethan und Ethylen)
9 Dampferzeugung
9a Wasserdampf bzw. Prozessdampf
20 CATOX
P Produktstrom

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur oxidativen Dehydrierung eines Alkans zum korrespondierenden Alken, insbesondere von Ethan zu Ethylen, bei dem in einem Reaktor (1) ein Einsatz umfassend zumindest Alkan, insbesondere Ethan, sowie Sauerstoff als Oxidationsmittel bereitgestellt wird, wobei das Alkan in Gegenwart eines Katalysators durch oxidative Dehydrierung mit Sauerstoff in dem Reaktor (1) zu einem Produktstrom (P) umgesetzt wird, der das korrespondierende Alken aufweist,
dadurch gekennzeichnet, dass der Einsatz weiterhin ein zumindest C02 enthaltendes Verdünnungsmittel aufweist, wobei Sauerstoff als Oxidationsmittel bei der oxidativen Dehydrierung mindestens stöchiometrisch oder aber im stöchiometrischen Überschuss verwendet wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass der Reaktor (1) isotherm betrieben wird, wobei der Anteil des Verdünnungsmittels C02 an dem Einsatz im Bereich von 5 Vol.% bis 90 Vol.-%, bevorzugt von 25 Vol.-% bis 75 Vol.-% und besonders bevorzugt von 40 Vol.-% bis 60 Vol.-% liegt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass der Reaktor (1) adiabatisch betrieben wird, wobei der Anteil des Verdünnungsmittels an dem Einsatz im Bereich von 50 Vol.% bis 95 Vol.-%, bevorzugt von 60 Vol.-% bis 90 Vol.-% und besonders bevorzugt von 70 Vol.-% bis 85 Vol.-% liegt.
4. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch
gekennzeichnet, dass das Verdünnungsmittel 10 Vol.-% bis 40 Vol.-% C02, 20 Vol.-% bis 80 Vol.-% C02 oder 40 Vol.-% bis 100 Vol.-% C02 aufweist, wobei der Rest, soweit vorhanden, jeweils bevorzugt aus H20 und/oder N2 besteht oder H20 und/oder N2 aufweist.
5. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch
gekennzeichnet, dass Sauerstoff als Oxidationsmittel mindestens
stöchiometrisch, bevorzugt im stöchiometrischen Überschuss, bei der oxidativen Dehydrierung verwendet wird, wobei das Verhältnis von Sauerstoff zu frisch zugeführtem Alkan, insbesondere Ethan in dem Einsatz im Bereich von 0,50-1 ,1 (mol 02/ mol Ethan), bevorzugt von 0,53-1 (mol 02/mol Ethan) und besonders bevorzugt im Bereich von 0,55-0,9 (mol 02/ mol Ethan) liegt, wobei insbesondere zusätzlich zu dem frischen Ethan bei der oxidativen Dehydrierung nicht
umgesetztes Ethan in den Reaktor (1) zurückgeführt wird, wobei insbesondere das
Verhältnis von zurückgeführtem Ethan zu frischem Ethan im Bereich von 1/1 bis 4/1 , bevorzugt im Bereich Vi bis 3/1 und besonders bevorzugt im Bereich von ΛΑ bis 2/1 liegt.
Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch
gekennzeichnet, dass im Produktstrom (P) enthaltenes C02 abgetrennt wird (5) und als Verdünnungsmittel in den Reaktor (1) zurückgeführt wird.
Verfahren nach Anspruch 6, dadurch gekennzeichnet, dass stromauf der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) H20 aus dem Produktstrom (P) abgetrennt (2) wird, wobei insbesondere abgetrenntes H20 in Wasserdampf (9a) umgesetzt wird (9) und insbesondere in den Reaktor (1) zurückgeführt oder anderweitig verwendet wird, insbesondere als Prozessdampf.
Verfahren nach Anspruch 6 oder 7, dadurch gekennzeichnet, dass stromauf der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) im Produktstrom (P) enthaltenes CO mittels Oxidation, insbesondere katalytischer Oxidation (20), in C02 umgesetzt wird, wobei jene katalytische Oxidation (20) insbesondere stromab der Abtrennung (2) des H20 aus dem Produktstrom (P) erfolgt.
Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass stromauf der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) der Produktstrom (P) verdichtet wird (3), wobei insbesondere die Verdichtung (3) stromab der Abscheidung (2) von H20 aus dem Produktstrom (P) erfolgt, und wobei die
Verdichtung (3) insbesondere stromab oder stromauf der katalytischen Oxidation (20) erfolgt.
10. Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass stromauf der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) eine weitere Abtrennung (4) von H20 aus dem Produktstrom (P) erfolgt, insbesondere stromab der Verdichtung (3) des C02 sowie insbesondere stromab der katalytischen Oxidation (20), wobei insbesondere abgetrenntes H20 wiederum in Wasserdampf (9a) umgesetzt wird (9) und insbesondere in den Reaktor (1 ) zurückgeführt oder anderweitig verwendet wird, z.B. als Prozessdampf.
11. Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass stromab der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) der Produktstrom (P) verdichtet (6) wird. 12. Verfahren nach Anspruch 1 1 , dadurch gekennzeichnet, das stromab der
Verdichtung (6) des Produktstroms (P), die stromab der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) durchgeführt wird, 02 sowie insbesondere CO und/oder N2 aus dem Produktstrom (P) abgetrennt werden (7), wobei insbesondere 02 sowie insbesondere CO in den Reaktor (1) zurückgeführt werden.
13. Verfahren nach Anspruch 11 oder 12, dadurch gekennzeichnet, dass stromab der Verdichtung (6) des Produktstroms (P), die stromab der Abtrennung (5) von C02 aus dem Produktstrom (P) durchgeführt wird, oder stromab der Abtrennung (7) von 02 sowie insbesondere CO und/oder N2 aus dem Produktstrom (P), Alken, insbesondere Ethylen, von im Produktstrom (P) enthaltenen Alkan, insbesondere
Ethan, getrennt wird (8), wobei insbesondere das Alkan, insbesondere Ethan, in den Reaktor (1) zurückgeführt wird.
14. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch
gekennzeichnet, dass als Oxidationsmittel reiner Sauerstoff in den Reaktor (1 ) eingeleitet wird.
15. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, dass Luft oder sauerstoffangereicherte Luft in den Reaktor (1 ) eingeleitet wird, um Sauerstoff als Oxidationsmittel sowie insbesondere die weiteren Komponenten der
Luft als Verdünnungsmittel im Reaktor (1 ) bereitzustellen.
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