ES2881297T3 - Reactor tubular de doble zona mejorado y método para llevar a cabo la producción de anhídrido maleico mediante la oxidación de n-butano - Google Patents

Reactor tubular de doble zona mejorado y método para llevar a cabo la producción de anhídrido maleico mediante la oxidación de n-butano Download PDF

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Abstract

Reactor tubular (300; 500; 600) para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno, que comprende: una primera zona de reacción (110) que comprende un acceso (1) para dicha mezcla de gases y una segunda zona de reacción (120) que comprende una salida (18) para una mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico, precediendo la primera zona de reacción (110) a la segunda zona de reacción (120) en una dirección de flujo de la mezcla de gases, una pluralidad de tubos (124) que se extienden en una dirección axial a través de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) y están conectados comunicativamente con dicho acceso (1) y dicha salida (18) con los respectivos primer y segundo extremos de los mismos; un sistema de control de temperatura (30) configurado para controlar la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente, en el que el sistema de control de temperatura (30) comprende: un sistema de transferencia de calor (16, 21) para cada una de las zonas de reacción configurado para controlar la temperatura de un refrigerante líquido que fluye a través de una de las zonas de reacción; y; un sistema de bombeo de circulación (15, 22) configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través del reactor y a través de uno de los sistemas de transferencia de calor; y un sistema de precalentamiento (200) configurado para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción (110) a una temperatura de entrada predefinida (Ten); caracterizado por que la longitud axial de los tubos (124) dentro de dicha primera zona de reacción (110) corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos (124) dentro de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120); sujeto a la condición de que la temperatura de entrada (Ten) y las proporciones de la longitud de los tubos (124) dispuestos en dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) son tales que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción (110) es igual o mayor que una cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida (Ten); en el que la longitud axial de los tubos (124) dentro de la primera zona de reacción (110) y los ajustes del sistema de precalentamiento (200), los sistemas de transferencia de calor (16, 21) y el sistema de bombeo de circulación (15, 22) están configurados de tal manera que el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción (110) es igual o mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción (120).

Description

DESCRIPCIÓN
Reactor tubular de doble zona mejorado y método para llevar a cabo la producción de anhídrido maleico mediante la oxidación de n-butano
Campo de la invención
La presente invención pertenece al campo de la producción de anhídrido maleico. En particular, la presente invención se refiere a un reactor tubular para llevar a cabo la producción de anhídrido maleico por medio de la oxidación de nbutano, así como a un método correspondiente.
Antecedentes de la invención
El anhídrido maleico (C2H2(CO)2O) es un producto intermedio importante en varias aplicaciones industriales a gran escala relacionadas, por ejemplo, con polímeros y recubrimientos. Normalmente, la preparación industrial de anhídrido maleico se lleva a cabo dentro de reactores tubulares en los que tiene lugar la oxidación parcial de n-butano con aire en presencia de un catalizador con el fin de acelerar la reacción y, así aumentar el rendimiento de la reacción, es decir, la cantidad de anhídrido maleico obtenida. El catalizador suele comprender pentóxido de vanadio y pentóxido de fósforo, que son bastante costosos. Por lo tanto, un objetivo principal en la producción industrial de anhídrido maleico es lograr un alto rendimiento de la reacción durante un largo período de tiempo, al tiempo que se garantiza simultáneamente un ciclo de vida prolongado del catalizador.
El anhídrido maleico se suele producir por medio de la oxidación parcial en fase de vapor de n-butano (C4H10) con aire según la reacción:
C4H10 + 3,5 O2 ^ CH2O3 + 4 H2O (1)
Sin embargo, una serie de reacciones paralelas se dan de manera inevitable, en particular, las siguientes reacciones:
C4H10 + 4,5 O2^ 4 CO 5 H2O
C4H10 + 6,5 O2 ^ 4 CO2 + 5 H2O
C4H10 + 2,5 O2^ 2 CH3COOH H2O
C4H10 + 2,5 O2^ 4/3 CH2CHCOOH 7/3 H2O
La producción neta de anhídrido maleico depende por un lado de la tasa de conversión de n-butano, es decir, de la cantidad de n-butano que se oxida, y por otro lado de la selectividad de la reacción, es decir, de la cantidad relativa de n-butano que se hace reaccionar según la reacción (1) que conlleva la producción de anhídrido maleico. Tanto la tasa de conversión como la selectividad de la reacción dependen en gran medida de la temperatura y del flujo de nbutano.
Todas las reacciones anteriores son altamente exotérmicas, aunque en diferentes grados. La conversión de n-butano en anhídrido maleico según la reacción (1) libera, por ejemplo, aproximadamente 350 kcal/mol, mientras que la conversión de n-butano en dióxido de carbono libera aproximadamente 650 kcal/mol. Por tanto, cuando las reacciones anteriores tienen lugar dentro de un reactor, resulta necesario disipar el calor de reacción resultante. Para este fin, un agente de transferencia de calor, típicamente un refrigerante líquido, se hace fluir a través del reactor a una temperatura y velocidad de flujo adecuadas para la absorción del calor de reacción generado dentro del reactor.
En la Fig. 1, se muestra un reactor tubular 100 típico para la producción de anhídrido maleico conocido en la técnica anterior. El reactor tubular 100 tiene una forma cilíndrica y una sección transversal circular con un orificio en el medio, de tal manera que el reactor 100 presenta una geometría toroidal. Una pluralidad de tubos, típicamente entre 5.000 y 30.000 tubos, está dispuesta entre la pared interna y la pared externa del toroide y está configurada para ser llenada con un catalizador. En la Fig. 1, solo se muestran tres tubos 124 de dicha pluralidad a modo de ejemplo con fines ilustrativos. Los tubos 124 cruzan el reactor 100 en dirección vertical y se comunican con uno o más accesos 1, a través de los que la mezcla de gases de reacción puede entrar en el reactor, por uno de sus extremos, y con una o más salidas 18, a través de las que la mezcla de gases reaccionada puede salir del reactor, por el otro de sus extremos. Un equipo de bombeo de circulación 22 impulsa un flujo de refrigerante líquido a través del reactor 100 entre los tubos 124. Después de circular a través del reactor 100, el refrigerante líquido se hace circular a través de un intercambiador de calor 21 que enfría el refrigerante líquido antes de que el refrigerante líquido vuelva a entrar en el reactor para experimentar un ciclo de enfriamiento adicional.
En el reactor tubular 100 de la Fig. 1, el refrigerante líquido fluye, generalmente, en la misma dirección que la mezcla de gases de reacción, que en la figura corresponde a la dirección vertical ascendente. Sin embargo, el flujo es dirigido, adicionalmente, en la dirección radial del reactor alternativamente hacia adentro y hacia afuera por una pluralidad de deflectores 6, 7, 8, 9, 12, 13 y 14 con el fin de distribuir el flujo de refrigerante líquido de tal manera que el flujo del refrigerante líquido llegue a cada uno de la pluralidad de tubos 124 en los que tiene lugar la reacción.
En general, los reactores de la técnica anterior están diseñados de tal manera que la mayor parte del calor de reacción se genera en una región del reactor cercana a el acceso de gas 1. Esto es así porque cuando la mezcla de gases de reacción se encuentra en esta zona, ésta puede estar aún en las condiciones en las que se hayan configurado y que, normalmente, se habrán elegido para optimizar el rendimiento de la reacción. Sin embargo, en esta fase inicial, la mezcla de gases de reacción aún no ha sido calentada por el calor de reacción. Por lo tanto, a medida que se pone en marcha la oxidación del n-butano, la temperatura comienza a aumentar en función de la distancia axial dentro del reactor en la dirección del flujo de la mezcla de gases de reacción. Un perfil espacial de temperatura típico, como el que se muestra en la Fig. 2, continúa aumentando con la distancia dentro del reactor en la dirección del flujo de la mezcla de gas de reacción debido al hecho de que se está generando más calor de reacción del que el refrigerante líquido es capaz de disipar. Finalmente, se alcanza un punto en el que se ha hecho reaccionar suficiente n-butano como para que se igualen las velocidades de generación de calor y de disipación de calor de reacción mediante el refrigerante líquido, de tal manera que el perfil espacial de temperatura, en primer lugar, se nivela y, a continuación, comienza a descender. El punto en el que se nivela el perfil espacial de temperatura corresponde a un punto de temperatura máxima dentro del reactor que se conoce normalmente como "punto caliente" (“hot spot”). Cuando las condiciones dentro del reactor están bajo un control adecuado, el punto caliente queda situado en una región del reactor intermedia a lo largo del recorrido de la mezcla de gases de reacción a través del mismo. A partir de ese momento, la temperatura disminuye monótonamente hacia la salida de gas, tal como se observa en la Fig. 2.
La localización y la altura, es decir, el valor de temperatura, del punto caliente puede tener efectos críticos en las reacciones que tienen lugar dentro del reactor. Si la temperatura del punto caliente llega a ser demasiado alta, se puede producir un daño estructural del catalizador, lo que conlleva una reducción significativa del ciclo de vida del mismo. Esto se produce típicamente si la temperatura del catalizador excede una temperatura crítica de aproximadamente 480 °C. Además, la degradación excesiva del catalizador debido a temperaturas demasiado altas puede hacer que el punto caliente migre hacia el final del reactor, lo que hace necesario reducir la concentración de n-butano o su velocidad de flujo, ya que, de lo contrario, los gases que salen del reactor pueden seguir conteniendo suficiente n-butano sin reaccionar como para provocar una explosión o un incendio.
Convencionalmente, un reactor tubular para la producción de anhídrido maleico comprende un recipiente grande que puede tener una altura de 7 a 10 m y puede tener un diámetro de hasta 6 m atravesado por varios miles de tubos (típicamente entre 5.000 y 30.000) por los que los gases reactivos se hacen pasar y se exponen al catalizador contenido dentro de los tubos. A continuación, se hace que el agente de transferencia de calor o refrigerante fluya a través del recipiente por el exterior de los tubos. La longitud de los tubos es conocida normalmente como "lecho del catalizador" (“catalyst bed”).
Con el fin de aumentar el rendimiento de la reacción de la reacción (1) para obtener más anhídrido maleico, en principio, se puede intentar aumentar el flujo de n-butano que entra en el reactor. Sin embargo, un mayor flujo de nbutano conlleva inevitablemente que más n-butano reaccione también según las reacciones paralelas (2) a (5) y, por tanto, que aumente la generación de calor de reacción, lo que a su vez resulta en un aumento de la temperatura dentro del reactor. Además, las temperaturas más altas tienden a favorecer la oxidación del n-butano en CO2 y agua, que es un proceso más exotérmico que la reacción principal (1). En consecuencia, el cambio de temperatura causado por un aumento en el flujo de n-butano puede conducir a una temperatura más alta del punto caliente y a que se haga reaccionar una mayor fracción de n-butano según las reacciones (2) a (5), dando lugar, de este modo, a un menor rendimiento de anhídrido maleico.
Este efecto puede ser compensado parcialmente por medio de la actividad del catalizador, es decir, el grado en el que el catalizador acelera las reacciones anteriores. Una mezcla de catalizador y un sólido inerte puede ser usada para diluir eficazmente el catalizador de una manera controlada. La variación de esta mezcla permite que se controle la velocidad de reacción en diferentes partes del lecho de catalizador de tal manera que la selectividad reducida provocada por el aumento de temperatura pueda ser compensada adecuadamente por una velocidad de conversión aumentada. Por ejemplo, se puede elegir el catalizador que tenga una actividad relativamente baja en la región donde se produce el punto caliente para minimizar la magnitud del mismo.
En la Fig. 2 se muestran ejemplos de la distribución espacial de la temperatura estimada del catalizador a lo largo del lecho de catalizador, es decir, en función de la altura procedente de una lámina tubular inferior del reactor, en un reactor de una sola zona de reacción. La dirección de flujo de la mezcla de gases de reacción está representada de izquierda a derecha. Los símbolos cuadrados muestran un caso en el que, tal como se ha descrito anteriormente, la temperatura comienza a aumentar a medida que se pone en marcha la reacción de oxidación hasta que se logra un punto de temperatura máxima, el punto caliente, lo que, en el primer caso, corresponde a una altura sobre la lámina tubular inferior de aproximadamente 1.400 mm y a una temperatura de 450 °C. Los símbolos de diamante representan un caso en el que la temperatura del refrigerante líquido es más alta que en el caso correspondiente a los símbolos cuadrados. Se puede observar que un aumento en la temperatura del refrigerante líquido da como resultado una temperatura más alta del punto caliente (aproximadamente 460 °C). Sin embargo, el cambio no es significativo en las regiones más altas del reactor. Los símbolos triangulares representan un caso en el que el catalizador está mezclado con una mayor cantidad de fosfato de trimetilo que en el caso representado por los símbolos cuadrados. En este caso, la temperatura máxima, es decir, la temperatura del punto caliente, se ve reducida por debajo de 450 °C y se observa un aumento de temperatura más gradual en la parte inferior del reactor, al tiempo que, de nuevo, la temperatura en la parte más alta del reactor apenas se ve influenciada por la modificación del catalizador.
En Wellauer et al., Chem.ng. Sci. Vol. 41, n.° 4 (1986) páginas 765-772, se sugirió un enfoque alternativo según el cual el proceso de preparación de anhídrido maleico se optimiza mediante la influencia en la actividad de las reacciones a través de la temperatura del refrigerante usado para disipar el calor de reacción. Esto se logró mediante la división del reactor en dos lechos de catalizador o zonas de reacción y el ajuste independiente de dos temperaturas de refrigerante diferentes, respectivamente. Sin embargo, este método alternativo no logró un aumento significativo en el rendimiento de la reacción, en comparación con el caso de un reactor que usa un solo lecho de catalizador y una sola temperatura de refrigerante.
El método fue desarrollado adicionalmente en el documento US 6.803.473 B2, en el que se divulga un proceso para la preparación de anhídrido maleico en un reactor que tiene al menos dos zonas de reacción sucesivas refrigeradas por circuitos independientes de medios de transferencia de calor o refrigerantes. En dicho documento, una "zona de reacción" se refiere a una región dentro del reactor en la que un catalizador se mantiene a una temperatura controlada. Por tanto, la temperatura dentro del reactor puede ajustarse de manera independiente en cada una de las zonas de reacción. En esa parte del reactor, la temperatura en la primera zona de reacción en la dirección de flujo es preferiblemente entre 380 °C y 430 °C, considerando que la temperatura en la zona de reacción segunda y siguientes en el flujo está en un intervalo preferido de 350 °C a 480 °C, en donde la diferencia de temperatura entre la zona de reacción más caliente y la zona de reacción más fría es, en cualquier caso, de al menos 2 °C. En general, se describe que la temperatura aumenta de una zona a otra en la dirección de flujo de la mezcla de gases de reacción.
Los inventores del documento US 6.803.473 B2 enfatizan que el rendimiento del anhídrido maleico depende significativamente de la diferencia de temperatura entre los puntos calientes máximos que se dan en las diferentes zonas de reacción y, en particular, que el rendimiento del anhídrido maleico aumenta con el aumento de la diferencia de temperatura entre el punto caliente máximo de la segunda zona de reacción o de las subsiguientes y el punto caliente máximo de una zona de reacción precedente. Por consiguiente, dichos inventores presentaron un diseño de reactor en el que al menos un punto caliente máximo de la segunda zona de reacción o de las subsiguientes es mayor que todos los demás puntos caliente máximos de las zonas de reacción precedentes, en particular, mayor que la temperatura de punto caliente en la primera zona de reacción.
Sin embargo, el diseño mencionado anteriormente presenta el inconveniente de que la alta temperatura en la segunda zona de reacción implica una temperatura del catalizador más elevada y una magnitud mayor del punto caliente en la misma, lo que afecta negativamente a la duración del ciclo de vida del catalizador y conlleva una selectividad de reacción subóptima. En vista de esto, existe margen para las mejoras técnicas en el diseño de un reactor tubular para la producción de anhídrido maleico.
El documento US 2009/0043114 A1 divulga un reactor de flujo multitubular con un conducto de alimentación, a través del que se alimentan reactivos a un colector de distribución del reactor, y un conducto, a través del que los efluentes del reactor pueden salir del reactor. Los reactivos y diluyentes se hacen pasar a través de una pluralidad de conductos hasta un colector de recogida. Cada conducto comprende diferentes zonas de secciones transversales y longitudes variables.
El documento US 2011/0008218 A1 divulga un control de calor de múltiples etapas en un reactor que está dividido en una capa de catalizador de primera etapa, en la que olefinas son oxidadas por un catalizador de primera etapa para producir principalmente aldehídos insaturados, y al menos dos capas de catalizador de segunda etapa, en las que los aldehídos insaturados son oxidados por un catalizador de segunda etapa para producir ácidos insaturados.
El documento US 2007/088092 A1 describe una configuración de un reactor en el que diferentes partes o proporciones de los tubos están rellenas de maneras diferente con un catalizador. Se pueden proporcionar dos fases de oxidación en forma de dos sistemas de haces de tubos conectados en serie.
El documento US 6.191.332 B1 describe un reactor especialmente diseñado para evitar el riesgo de agrietamiento de las moléculas de hidrocarburos y la aparición de subproductos no deseables. El reactor tiene una pluralidad de tubos sustancialmente paralelos que contienen un lecho fijo de catalizador y que son calentados durante la fase de reacción por una pluralidad de medios de calentamiento radiante adecuados.
El documento US 2008/0269521 A1 divulga una disposición de múltiples zonas de un reactor con un control de temperatura independiente para las diferentes zonas.
Resumen de la invención
El problema subyacente a la invención es proporcionar un reactor y un método para la producción de anhídrido maleico mediante la oxidación de n-butano con condiciones de reacción optimizadas y un control mejorado del perfil espacial de temperatura y las temperaturas máximas que se producen dentro del reactor con el fin de mejorar el rendimiento de la reacción y el ciclo de vida de los catalizadores empleados en el reactor. Este problema se resuelve mediante un reactor tubular para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno según la reivindicación 1 y mediante un método según la reivindicación 9. En las reivindicaciones dependientes se definen realizaciones preferentes de la invención.
El reactor tubular de la invención comprende una primera zona de reacción que comprende un acceso para la mezcla de gases y una segunda zona de reacción que comprende una salida para la mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico, en donde la primera zona de reacción precede a la segunda zona de reacción en una dirección de flujo de la mezcla de gases. Si la mezcla de gases fluye, por ejemplo, verticalmente hacia arriba a través del reactor, por tanto, la primera zona de reacción está posicionada por debajo de la segunda zona de reacción, mientras que, si la mezcla de gases fluye, por ejemplo, verticalmente hacia abajo a través del reactor, la primera zona de reacción está posicionada por encima de la segunda zona de reacción.
El reactor comprende una pluralidad de tubos que se extienden en una dirección axial a través de dichas primera y segunda zonas de reacción, que están conectados comunicativamente con dicho acceso y dicha salida a través de los respectivos primer y segundo extremos de los mismos. Por tanto, cada uno de los tubos se extiende a través de la primera y la segunda zonas de reacción y tiene un primer extremo conectado comunicativamente con el acceso o la salida y un segundo extremo conectado comunicativamente con la salida o el acceso, respectivamente, de modo que la mezcla de gases pueda fluir a través de los tubos entre el acceso y la salida.
El reactor comprende, además, un sistema de control de temperatura configurado para controlar la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente. El sistema de control de temperatura comprende un sistema de transferencia de calor para cada una de las zonas de reacción configurado para controlar la temperatura del refrigerante líquido que fluye a través de una de las zonas de reacción. En particular, el sistema de control de temperatura puede comprender un primer sistema de transferencia de calor y un segundo sistema de transferencia de calor, en donde cada uno de los sistemas de transferencia de calor está configurado para controlar la temperatura a la que el refrigerante líquido entra en la zona de reacción correspondiente con fines de refrigeración. En otras palabras, el sistema de control de temperatura puede comprender un primer sistema de transferencia de calor para el control de la temperatura del refrigerante líquido que fluye a través de la primera zona de reacción y un segundo sistema de transferencia de calor para el control de la temperatura del refrigerante líquido que fluye a través de la segunda zona de reacción, en donde las temperaturas de reacción en la primera zona de reacción y en la segunda zona de reacción pueden estar controladas de manera independiente.
Cabe señalar que, aunque se hace referencia a "la temperatura de reacción en una zona de reacción", se entiende que la temperatura de reacción dentro de cada zona de reacción puede variar según el perfil espacial de temperatura correspondiente. Aun así, según la presente invención, al menos la temperatura de reacción promedio en cada zona de reacción puede ser controlada de manera independiente. Además, el hecho de que el control de temperatura sea independiente no significa, por supuesto, que las temperaturas como tales sean independientes, dado que la temperatura en la segunda zona de reacción dependerá ciertamente de la temperatura en la primera zona de reacción y viceversa. Aun así, los controles de las temperaturas son independientes entre sí, tal como resultará evidente a partir de las realizaciones específicas que se describen a continuación.
Un sistema de transferencia de calor en el sentido de la presente invención se refiere en general a un intercambiador de calor de cualquier tipo que sea adecuado para la absorción del calor del refrigerante líquido para enfriarlo hasta una temperatura predefinida. En particular, los sistemas de transferencia de calor mencionados anteriormente pueden adoptar la forma de intercambiadores de calor a través de los que el refrigerante líquido fluye en contacto térmico con un flujo de agua, de tal manera que la temperatura del refrigerante líquido puede estar controlada mediante el cambio de las condiciones de flujo o la temperatura del agua que fluye a través del intercambiador de calor en contacto térmico con el refrigerante líquido, por ejemplo, por medio de un control de válvula. La reducción de la temperatura del refrigerante líquido que se hace circular dentro de una de las zonas de reacción tiene el efecto de aumentar la cantidad de calor de reacción que el refrigerante líquido puede absorber en esta zona de reacción, lo que da como resultado una reducción de la temperatura a la que tiene lugar la reacción en esta zona de reacción.
La temperatura del refrigerante líquido que se hace circular dentro de cada una de las zonas de reacción puede ser regulada por el correspondiente sistema de transferencia de calor. Entre dos ciclos de circulación en el reactor, el refrigerante líquido es enfriado de nuevo hasta una temperatura preajustada en un sistema de transferencia de calor correspondiente. En particular, el sistema de transferencia de calor en la primera zona de reacción puede estar configurado para enfriar el refrigerante líquido hasta una primera temperatura preajustada, mientras que el sistema de transferencia en la segunda zona de reacción puede estar configurado para enfriar el refrigerante líquido hasta una segunda temperatura preajustada. La primera y la segunda temperatura preajustadas no son necesariamente iguales. Preferiblemente, la primera temperatura preajustada es más baja que la segunda temperatura preajustada. Esto conlleva una disminución de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción y un aumento de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción, en comparación con el caso en el que ambas temperaturas preajustadas sean iguales. De este modo, la conversión de n-butano en la segunda zona de reacción se puede aumentar considerablemente, aunque una reducción final de la temperatura en la primera zona de reacción no implica una reducción drástica de la eficacia de la reacción en la primera zona de reacción debido a la concentración mucho más alta de n-butano y oxígeno en la primera zona de reacción.
El sistema de control de temperatura comprende, además, un sistema de bombeo de circulación configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través del reactor y a través de los sistemas de transferencia de calor. El sistema de bombeo impulsa un flujo del refrigerante líquido a través del reactor. En particular, el refrigerante líquido fluye a través del reactor entre los tubos en cuyo interior tiene lugar la reacción de oxidación, absorbiendo, de este modo, el calor de reacción generado con el calentamiento. El flujo del "refrigerante" líquido también se usa para el calentamiento de la mezcla de gases dentro del reactor tras el arranque del reactor hasta una temperatura de reacción deseada para iniciar la reacción de oxidación, así como para la retirada del calor de reacción generado dentro del reactor durante la operación del mismo. El sistema de bombeo impulsa, además, un flujo del refrigerante líquido a través de los sistemas de transferencia de calor, en el que el refrigerante líquido es enfriado de nuevo hasta la correspondiente temperatura preajustada y, a continuación, se hace circular de nuevo al reactor. El enfriamiento puede tener lugar en uno de los sistemas de transferencia de calor mediante el uso del refrigerante líquido para calentar y hervir el agua para generar vapor.
El reactor comprende, además, un sistema de precalentamiento configurado para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción a una temperatura de entrada predefinida. Un "sistema de calentamiento" se refiere, en el presente documento, a cualquier sistema o dispositivo adecuado para el control de la temperatura del gas o la mezcla de gases que entra en el reactor y el ajuste de la misma a un valor predefinido. Por ejemplo, el sistema de calentamiento puede comprender un precalentador de gas de alimentación operado con el vapor producido en uno o más de los sistemas de transferencia de calor. Tal precalentador de gas de alimentación puede comprender un intercambiador de calor que usa el calor de condensación de dicho vapor para el calentamiento de la mezcla de gases que entra en el reactor hasta la temperatura de entrada predefinida.
En el reactor de la invención, la reacción de oxidación no tiene lugar predominantemente concentrada en una región del reactor solo, tal como es el caso de los reactores tradicionales. Más bien, el control de temperatura independiente en diferentes zonas de reacción permite crear las condiciones para que la reacción se concentre también en una segunda zona de reacción, que está localizada más adelante a lo largo de la longitud axial del reactor. De este modo, la reacción se distribuye mejor a lo largo del reactor, es decir, a lo largo de los tubos, lo que permite un rendimiento de la reacción mejorado.
El reactor de la invención se caracteriza por que la longitud axial de los tubos dentro de la primera zona de reacción corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos dentro de la primera y segunda zonas de reacción, con arreglo a la condición de que la temperatura de entrada y las proporciones de la longitud de los tubos dispuestos en la primera y segunda zonas de reacción sean tales que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción sea igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida.
Los inventores de la presente invención han hallado una manera de diseñar un reactor de tal manera que la eficacia de la producción de anhídrido maleico, que viene dada principalmente por el rendimiento de la reacción, se pueda mantener alta o incluso aumentarse, al tiempo que se mejora la duración del ciclo de vida de los catalizadores empleados en el reactor. La invención se basa en especificaciones de diseño concretas de un reactor tubular que tiene dos zonas de reacción refrigeradas por circuitos independientes de medios de transferencia de calor o refrigerantes, tal como se conoce per se a partir de la técnica anterior citada anteriormente. Sin embargo, la presente invención se desvía notablemente de las soluciones previamente conocidas al suegerir especificaciones de diseño concretas del reactor basadas en una longitud desigual de las dos zonas de reacción. Los inventores de la invención han descubierto que esta elección de longitudes axiales relativas de las zonas de reacción desempeña un papel crucial en el aumento del rendimiento de la reacción y, al mismo tiempo, en la prevención de temperaturas de reacción excesivas para aumentar el ciclo de vida del catalizador.
Un aspecto clave de la presente invención es el delicado equilibrio entre el tamaño relativo de las zonas de reacción, que está determinado por la parte de la longitud axial de los tubos comprendida dentro de cada una de las zonas de reacción, y la temperatura de entrada a la que la mezcla de gases entra en el reactor. Según la invención, la longitud axial de los tubos dentro de la primera zona de reacción corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos dentro de la primera y segunda zonas de reacción. Esto refleja un límite superior en el tamaño relativo de la primera zona de reacción con respecto a la segunda zona de reacción. Con referencia a las soluciones previamente conocidas en las que ambas zonas de reacción son iguales en cuanto al tamaño, la primera zona de reacción se hace más pequeña en la presente invención de modo que una parte más pequeña del n-butano de reacción reaccione en la primera zona de reacción y, en cambio, entre en la segunda zona de reacción para reaccionar en ella. De este modo, la concentración de n-butano y oxígeno en la segunda zona de reacción se ve aumentada con respecto a las soluciones previamente conocidas.
Además, los inventores advirtieron que el límite superior en el tamaño relativo de la primera zona de reacción con respecto a la segunda zona de reacción descrita anteriormente se debe complementar con la condición de que la temperatura de entrada y las proporciones de la longitud de los tubos dispuestos en la primera y segunda zonas de reacción sean tales que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción sea igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida. De esta manera, se garantiza que el calor de reacción total generado en la primera zona de reacción sea mayor que el calor requerido para el precalentamiento de la mezcla de gases fría hasta la temperatura de entrada predefinida, lo que ayuda a mantener un control de temperatura estable en la primera zona de reacción.
Por tanto, la invención proporciona un diseño de reactor mejorado basado en límites adecuados respecto al tamaño relativo de las dos zonas de reacción entre sí y respecto a la temperatura de entrada predefinida con el fin de controlar la magnitud y la localización de los puntos calientes dentro de la primera y segunda zonas de reacción, de tal manera que se optimiza el rendimiento de la reacción de la oxidación de n-butano, al tiempo que se maximiza la duración del ciclo de vida del catalizador presente en el reactor. El reactor de la invención logra una distribución de temperatura más uniforme dentro del reactor, con una temperatura promedio alta, pero con una temperatura de punto caliente reducida en comparación con los reactores previamente conocidos, lo que permite, de este modo, un ciclo de vida del catalizador aumentado. Además, el control independiente de las condiciones de flujo del refrigerante líquido en la primera zona de reacción y en la segunda zona de reacción proporciona posibilidades de control adicionales sobre las condiciones en las que tiene lugar la reacción de oxidación en cada una de las zonas, lo que permite, de este modo, un impacto reducido de las condiciones ajustadas en una zona de reacción sobre las condiciones ajustadas en la otra zona de reacción.
Según la invención, la longitud axial de los tubos dentro de la primera zona de reacción y los ajustes del sistema de precalentamiento, el sistema de bombeo de circulación y los sistemas de transferencia de calor están seleccionados de tal manera que el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción sea igual o mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción. De este modo, todos los parámetros configurables del reactor de la invención se seleccionan de tal manera que se cumpla la condición mencionada anteriormente. El término "ajustes" se refiere, en el presente documento, a la elección de cualquier parámetro posible relacionado con las condiciones de trabajo del sistema de precalentamiento, el sistema de bombeo de circulación y los sistemas de transferencia de calor y a través del que se puede influir en las condiciones en las que se reacciona la mezcla de gases dentro del reactor. En particular, dichos parámetros pueden comprender una temperatura a proporcionar por el sistema de precalentamiento, condiciones de flujo del refrigerante líquido inducidas por el sistema de bombeo de circulación y una temperatura a la que se enfría el refrigerante líquido en un sistema de transferencia de calor.
Además, el reactor de la invención puede comprender una unidad de control conectada operativamente al sistema de control de temperatura, es decir, a uno o más de los sistemas de transferencia de calor, el sistema de bombeo de circulación y el sistema de precalentamiento que esté configurada para el control de sus ajustes según la elección de parámetro mencionada anteriormente. De este modo, se ajusta un límite adicional que garantiza que el perfil espacial de temperatura sea tal que la reacción se distribuya a lo largo del reactor de la manera más uniforme posible, en otras palabras, que una parte del n-butano de reaccióne en la segunda zona sea lo suficientemente grande como para que se logre un rendimiento de la reacción óptimo, al tiempo que la temperatura en la segunda zona de reacción se mantenga muy por debajo de la temperatura crítica que conllevaría una reducción significativa del ciclo de vida del catalizador.
Según las realizaciones preferentes de la invención, la temperatura de entrada se encuentra en un intervalo entre 150 °C y 250 °C, preferiblemente entre 175 °C y 225 °C. El valor de la temperatura de entrada depende de la longitud de la primera zona de reacción. En particular, una primera zona de reacción más corta puede requerir el uso de un valor más alto de la temperatura de entrada.
En una realización preferente de la invención, el sistema de control de temperatura comprende un sistema de bombeo de circulación en cada una de las zonas de reacción configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye dentro de cada una de las zonas de reacción de manera independiente. Esto permite el control de las condiciones de flujo del refrigerante líquido en la primera zona de reacción y en la segunda zona de reacción de manera independiente. De este modo, se proporciona un mejor control del calor de reacción absorbido en cada una de las zonas de reacción. Uno o ambos de los sistemas de bombeo de circulación mencionados anteriormente pueden estar instalados dentro del reactor, preferiblemente en un sistema de bombeo centrífugo vertical dispuesto en el centro del reactor, por ejemplo, dentro de un orificio de un reactor. Al menos uno de los sistemas de bombeo de circulación mencionados anteriormente o ambos sistemas de bombeo de circulación pueden estar comprendidos en un sistema de bombeo centrífugo vertical dispuesto en el centro del reactor. Sin embargo, ambos sistemas de bombeo de circulación pueden estar comprendidos en un sistema de bombeo centrífugo vertical dispuesto fuera del reactor. Un "sistema de bombeo de circulación" se refiere, en el presente documento, a cualquier sistema o dispositivo adecuado para el impulso de un flujo de líquido en circulación. En particular, un sistema de bombeo de circulación puede comprender una bomba posicionada verticalmente y/o un impulsor que impulse el refrigerante líquido hacia abajo. Las condiciones de flujo del refrigerante líquido, como la velocidad del mismo, se pueden variar, a continuación, mediante la modificación de la velocidad de rotación de dicho impulsor, por ejemplo, por medio de un convertidor de frecuencia.
La disposición de ambos sistemas de bombeo de circulación instalados en una parte central del reactor da como resultado, además, una circulación más homogénea del refrigerante líquido a través de las zonas de reacción, en las que se localizan los tubos portadores de gas y, por tanto, para un mejor control de la temperatura.
Según algunas realizaciones preferentes de la invención, al menos uno de los sistemas de transferencia de calor está dispuesto dentro del reactor, preferiblemente en la parte central del reactor. Preferiblemente, cada sistema de transferencia de calor está dispuesto junto a un sistema de bombeo de circulación con el fin de permitir un mejor control de las condiciones de flujo del refrigerante líquido dentro del sistema de transferencia de calor. Por tanto, en las realizaciones que tienen ambos sistemas de bombeo de circulación instalados en una parte central del reactor, ambos sistemas de transferencia de calor están dispuesto preferiblemente también en dicha parte central del reactor, respectivamente localizados junto a un sistema de bombeo de circulación. En las realizaciones que tienen uno o ambos sistemas de bombeo de circulación instalados fuera del reactor, los correspondientes sistemas de transferencia de calor pueden estar dispuestos fuera del reactor junto a los sistemas de bombeo de circulación. En otra realización preferente de la invención, ambos sistemas de transferencia de calor pueden estar dispuestos fuera del reactor.
En una realización preferente de la invención, el refrigerante líquido fluye en la misma dirección que la mezcla de gases dentro de al menos una de las zonas de reacción, preferiblemente dentro de la primera zona de reacción. Además, el refrigerante líquido puede fluir en la dirección opuesta a la mezcla de gases dentro de al menos una de las zonas de reacción, preferiblemente dentro de la segunda zona de reacción. Por consiguiente, el refrigerante líquido puede fluir en cada una de las zonas de reacción en la misma dirección que la mezcla de gases o en la dirección opuesta. Por ejemplo, el flujo de refrigerante líquido puede fluir en la misma dirección que la mezcla de gases en la primera zona de reacción y en la segunda zona de reacción. Además, el refrigerante líquido puede fluir en la misma dirección que la mezcla de gases dentro de la primera zona de reacción, mientras que el refrigerante líquido fluye en la dirección opuesta a la mezcla de gases dentro de la segunda zona de reacción. Esto tiene la ventaja de que el gas de reacción que sale del reactor puede tener una temperatura más baja, lo que disminuye las posibilidades de que tengan lugar reacciones posteriores no deseadas alrededor de la salida del reactor.
En una realización preferente de la invención, el refrigerante líquido fluye dentro de al menos una zona de reacción a una velocidad de flujo que disminuye a lo largo de la dirección del flujo de la mezcla de gases. Esto puede lograrse mediante una pluralidad de deflectores instalados dentro del reactor y configurados para dirigir un flujo serpenteante del refrigerante líquido a través del reactor, aumentando la distancia axial entre pares adyacentes de deflectores a lo largo de la dirección del flujo de la mezcla de gases dentro de dicha al menos una zona de reacción. Esta configuración se puede extender a ambas zonas de reacción.
Dado que el refrigerante líquido se hace circular entre los deflectores a lo largo de la dirección radial del reactor en un flujo alternado hacia afuera y hacia adentro, la distancia entre dos deflectores sucesivos determina el área de sección transversal eficaz del flujo del refrigerante líquido, lo cual tiene influencia directa sobre la velocidad del fluido. Una distancia mayor implica un área de sección transversal mayor y, por tanto, un refrigerante líquido de flujo más lento. Un refrigerante líquido que fluya más rápido se calentará menos que un refrigerante líquido que fluya más lento que cubre la misma distancia dentro del reactor, de tal manera que un refrigerante líquido que fluya más rápido proporciona un efecto de enfriamiento más eficaz. Por tanto, cuando la velocidad de flujo del refrigerante líquido disminuye a lo largo de la dirección del flujo de la mezcla de gases dentro de una zona de reacción, la temperatura dentro de dicha zona de reacción se reducirá en una subzona inicial de dicha zona de reacción y aumentará en una subzona final de dicha zona de reacción, en comparación con el caso de un flujo uniforme con la misma velocidad de flujo promedio, estando dispuesta una subzona inicial posteriormente a una subzona final respecto al flujo del refrigerante líquido.
Alternativamente o adicionalmente, el refrigerante líquido puede fluir en las algunas realizaciones preferentes de la invención dentro de al menos una zona de reacción a una velocidad de flujo que aumente a lo largo de la dirección del flujo de la mezcla de gases. En ese caso, el reactor preferiblemente comprende, además, una pluralidad de deflectores instalados dentro del reactor y configurados para dirigir un flujo serpenteante del refrigerante líquido a través del reactor, disminuyendo la distancia axial entre pares adyacentes de deflectores a lo largo de la dirección de flujo de la mezcla de gases dentro de dicha al menos una de las zonas de reacción. En este caso, la temperatura dentro de dicha zona de reacción aumentará en una subzona inicial de dicha zona de reacción y se reducirá en una subzona final de dicha zona de reacción, estando dispuesta una subzona inicial posteriormente a una subzona final respecto al flujo del refrigerante líquido. Esta configuración se puede extender a ambas zonas de reacción o se puede combinar con la configuración alternativa descrita anteriormente.
Otro aspecto de la invención se refiere a un método para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno en una reacción tubular según cualquiera de las realizaciones descritas anteriormente, que comprende: una primera zona de reacción que tiene un acceso para dicha mezcla de gases y una segunda zona de reacción que tiene una salida para la mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico, en donde la primera zona de reacción precede a la segunda zona de reacción en una dirección de flujo de la mezcla de gases, una pluralidad de tubos que se extienden en una dirección axial a través de dichas primera y segunda zonas de reacción y están conectados comunicativamente con dicha entrada y dicha salida con los respectivos primer y segundo extremos de los mismos; un sistema de control de temperatura para el control de la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente, en donde el sistema de control de temperatura comprende un sistema de transferencia de calor en cada una de las zonas de reacción configurado para controlar la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente y un sistema de bombeo de circulación configurado para controlar las condiciones de flujo de un refrigerante líquido que fluye a través del reactor y a través del sistema de transferencia de calor; y un sistema de precalentamiento configurada para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción a una temperatura de entrada predefinida; en donde la longitud axial de los tubos dentro de dicha primera zona de reacción corresponde a entre el 30 % y el 45 %.
El método de la invención comprende las etapas de:
- ajustar la temperatura de un refrigerante líquido que fluye a través del reactor en cada una de las zonas de reacción de manera independiente por medio de los sistemas de transferencia de calor;
- ajustar las condiciones de flujo del refrigerante líquido por medio del sistema de bombeo de circulación;
- precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en el reactor a una temperatura de entrada predefinida por medio del sistema de precalentamiento; y
- ajustar la temperatura de entrada de tal manera que el calor total generado mediante la reacción exotérmica dentro de la primera zona de reacción sea igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida.
Según la invención, el método comprende, además, ajustar el sistema de precalentamiento, los sistemas de transferencia de calor y el sistema de bombeo de circulación de tal manera que el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción sea igual o mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción. De este modo, todas las funciones configurables del reactor de la invención se pueden elegir de tal manera que se cumpla la condición mencionada anteriormente. El término "ajuste" se refiere, en el presente documento, a cualquier acción posible que se pueda llevar a cabo usando el sistema de precalentamiento, el sistema de bombeo de circulación y los sistemas de transferencia de calor con el fin de influir en las condiciones en las que se hace reaccionar la mezcla de gases dentro del reactor. En particular, el "ajuste" se puede referir al ajuste de la temperatura a proporcionar por la disposición de alimentación, al ajuste de las condiciones de flujo del refrigerante líquido por medio del sistema de bombeo de circulación y al ajuste de la temperatura a la que se hace descender el refrigerante líquido en los sistemas de transferencia de calor. La etapa de ajuste puede ser llevada a cabo por una unidad de control operativamente conectada a los componentes correspondientes del reactor.
En una realización preferente de la invención, la temperatura de entrada se ajusta en un intervalo entre 150 °C y 250 °C, preferiblemente entre 175 °C y 225 °C.
Según una realización preferente de la invención, el sistema de control de temperatura del reactor comprende un sistema de bombeo de circulación para cada una de las zonas de reacción configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido en cada una de las zonas de reacción de manera independiente y en donde el método comprende, además, una etapa de ajuste de las condiciones de flujo del refrigerante líquido en cada una de las zonas de reacción de manera independiente por medio de los sistemas de bombeo de circulación.
En una realización preferente de la invención, el refrigerante líquido comprende una mezcla de sal eutéctica fundida. En una realización preferente de la invención, la temperatura del refrigerante líquido se ajusta entre 380 °C y 450 °C, preferiblemente entre 400 °C y 440 °C.
Según una realización preferente de la invención, la temperatura del refrigerante líquido en la primera zona de reacción se ajusta a un valor más bajo que la temperatura del refrigerante líquido en la segunda zona de reacción.
Breve descripción de las figuras
La Fig. 1 muestra un reactor tubular según la técnica anterior.
La Fig. 2 muestra distribuciones de temperatura espacial de ejemplo obtenidas en reactores tubulares conocidos en la técnica anterior.
La Fig. 3 muestra un reactor tubular según una realización de la invención.
La Fig. 4 muestra una distribución de temperatura espacial de ejemplo obtenida con un reactor tubular según una realización de la invención.
La Fig. 5 muestra un reactor tubular según otra realización de la invención.
La Fig. 6 muestra un reactor tubular según otra realización de la invención.
Descripción de realizaciones preferentes
Con el fin de promover la comprensión de los principios de la invención, a continuación, se hará referencia a una realización preferente ilustrada en los dibujos y se usará un lenguaje específico para describir la misma. No obstante, se entenderá que no se pretende limitar el alcance de la invención de este modo, siendo contempladas tales alteraciones y modificaciones adicionales en el aparato ilustrado y tales aplicaciones adicionales de los principios de la invención ilustrados en el mismo, tal como se le ocurriría normalmente ahora o en el futuro a un experto en la materia a la que se refiere la invención.
La Fig. 3 muestra un reactor tubular 300 para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno según una realización de la invención. El reactor tubular 300 comprende una primera zona de reacción 110 que comprende un acceso 1 para la introducción de la mezcla de gases en el reactor 300 y una segunda zona de reacción 120 que comprende una salida 18 para la mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico. La primera zona de reacción 110 precede a la segunda zona de reacción en la dirección del flujo de la mezcla de gases, que, en la figura, corresponde a una dirección vertical ascendente. El reactor 300 comprende una pluralidad de tubos 124 configurados para llenarse con un catalizador que se extienden en la dirección axial a través de la primera y segunda zonas de reacción 110, 120, de los que solo un número reducido se muestran de manera ilustrativa y esquemática en la Figura. Cada tubo está conectado comunicativamente al acceso 1 y a la salida 18 mediante los respectivos primer y segundo extremos del mismo.
El reactor 300 comprende, además, un sistema de control de temperatura 30 que comprende un primer sistema de transferencia de calor 21 para la primera zona de reacción 110 configurado para controlar la temperatura de reacción en la primera zona de reacción 110 y un segundo sistema de transferencia de calor 16 configurado para controlar la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción 120. Los sistemas de transferencia de calor 21 y 16 están configurados, respectivamente, para el control de las temperaturas de reacción en la primera y segunda zonas de reacción 120 y 110 de manera independiente. En la realización mostrada, los sistemas de transferencia de calor 21 y 16 son intercambiadores de calor en los que el refrigerante líquido se pone en contacto térmico con un flujo de agua de refrigeración. El agua de refrigeración absorbe parte de la energía térmica almacenada en el refrigerante líquido, enfriando, de este modo, el refrigerante líquido y dando lugar a un efluente de vapor. Las condiciones de flujo del agua de refrigeración y/o del efluente de vapor pueden controlarse de tal manera que la cantidad de energía térmica absorbida por el agua de refrigeración sea tal que el refrigerante líquido se enfríe hasta una temperatura preajustada deseada.
Dado que los sistemas de transferencia de calor 21 y 16 funcionan de manera independiente, es decir, los intercambiadores de calor correspondientes pueden operarse de manera independiente, el valor de dicha temperatura preajustada se puede elegir de manera diferente para la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120.
El sistema de control de temperatura 30 comprende, además, un primer sistema de bombeo de circulación 22 configurado para controlar las condiciones de flujo de un refrigerante líquido que fluye a través del reactor 300 en la primera zona de reacción 110 y a través del primer sistema de transferencia de calor 21 y un segundo sistema de bombeo de circulación 15 configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través del reactor 300 en la segunda zona de reacción 120 y a través del segundo sistema de transferencia de calor 16. En la realización mostrada, el sistema de transferencia de calor 21 y el sistema de bombeo de circulación 22 están dispuestos fuera del reactor 300. En la realización mostrada, se usa una sal eutéctica fundida como refrigerante líquido. El sistema de bombeo de circulación 22 está configurado impulsar la circulación del refrigerante líquido para que fluya dentro de la primera zona de reacción 110 en la misma dirección de flujo de la mezcla de gases, es decir, en la dirección vertical ascendente. El sistema de transferencia de calor 16 y el sistema de bombeo de circulación 15 están comprendidos en un sistema de bombeo centrífugo vertical dispuesto dentro del reactor 300, en el centro del mismo. El sistema de bombeo de circulación 15 está configurado para impulsar la circulación del refrigerante líquido para que fluya dentro de la segunda zona de reacción 120 en la misma dirección de flujo de la mezcla de gases, es decir, en la dirección vertical ascendente.
El sistema de control de temperatura 30 comprende los sistemas de transferencia de calor 15 y 21 y los sistemas de bombeo de circulación 16 y 22. Esto está indicado en las Figuras 3, 5 y 6 con un signo de referencia 30 mostrado entre paréntesis junto a los correspondientes signos de referencia 15, 16, 21 y 22.
En la realización mostrada, el sistema de control de temperatura 30 está conectado operativamente a una unidad de control 32, que está configurada para el control de las condiciones operativas del sistema de control de temperatura 30, es decir, de los sistemas de transferencia de calor 15 y 21 y de los sistemas de bombeo de circulación 16 y 22. La unidad de control 32 está operativamente conectada a los sistemas de transferencia de calor 15 y 21 y a los sistemas de bombeo de circulación 16 y 22. Además, la unidad de control 32 puede estar conectada operativamente a las válvulas que controlan las condiciones de flujo del refrigerante líquido, agua y vapor de agua en los sistemas de transferencia de calor 15 y 21 y en los sistemas de bombeo de circulación 16 y 22. Dichas conexiones pueden comprender cables de conexión, conexiones inalámbricas o cualquier otro tipo de conexión operativa. Las conexiones no están mostradas en las figuras por simplicidad ilustrativa.
La existencia de una segunda zona de reacción 120 permite el ajuste de las condiciones en las que la reacción de oxidación del n-butano continúa teniendo lugar después de que la mezcla de gases haya fluido a través de la primera zona de reacción 110 mediante el ajuste adecuado de la temperatura y las condiciones de flujo del refrigerante líquido que entra en la segunda zona de reacción 120. De este modo, se puede reforzar la reacción de oxidación, lo que da como resultado un segundo refuerzo de la producción de calor de reacción y, por tanto, un aumento de la temperatura del catalizador, tal como se observa en la figura. Esto conlleva un aumento del rendimiento de la reacción, pero, si la temperatura del punto caliente alcanzada en la segunda zona de reacción 120 llegase a ser demasiado alta, el catalizador podría comenzar a degradarse y, por tanto, experimentar un ciclo de vida reducido.
Por lo tanto, en el reactor 300 que se muestra en la Fig. 3, la longitud axial de los tubos 124 a través de los que fluye la mezcla de gases en contacto con un catalizador comprendido dentro de la primera zona de reacción 110 corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos 124 dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120. En la realización mostrada, la longitud total de los tubos 124 es de hasta 6 m y una placa separadora 10 que separa la primera zona de reacción 110 de la segunda zona de reacción 120 está dispuesta en una posición tal que 2 m de los tubos 124 están comprendidos dentro de la primera zona de reacción 110 y los 4 m restantes de los tubos 124 están comprendidos dentro de la segunda zona de reacción 120. Una placa separadora 10 puede ser cualquier tipo de dispositivo adecuado para el establecimiento de una separación espacial entre las dos zonas del reactor. En la realización mostrada, la placa separadora 10 de la presente realización es una placa insertada horizontalmente que tiene un tamaño y una geometría correspondientes a una sección transversal axial del reactor 300. La placa separadora 10 de la presente realización comprende orificios a través de los cuales los tubos 124 del reactor pueden atravesar la placa separadora 10. La placa separadora 10 no es completamente estanca y permite un pequeño intercambio de refrigerante líquido entre la primera zona de reacción 110 y la segunda zona de reacción 120 de tal manera que se permita un intercambio de presión entre la primera y la segunda zonas de reacción 110, 120.
El reactor 300 de la Fig. 3 comprende, además, una pluralidad de deflectores 130 instalados dentro del reactor 300 y configurados para dirigir un flujo serpenteante del refrigerante líquido a través del reactor 300. Una distancia axial entre los pares de deflectores 130 disminuye a lo largo de la dirección de flujo de la mezcla de gases dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120, que, en la realización mostrada, corresponde a la dirección vertical ascendente. Esto hace que el refrigerante líquido fluya dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120 a una velocidad de flujo que aumenta a lo largo de la dirección del flujo de la mezcla de gases. El número de deflectores puede variar, por ejemplo, según la longitud total de los tubos de catalizador 124.
En el presente documento, la distancia entre la placa separadora 10 que separa dichas primera y segunda zonas de reacción 110 y 120 y un deflector 130 adyacente y/o entre una de una lámina tubular inferior 140 y una lámina tubular superior 150 del reactor y un deflector 130 adyacente se considera equivalente a la mencionada "distancia entre deflectores adyacentes" a los efectos de esta definición, dado que la placa separadora 10, la lámina tubular inferior 140 y la lámina tubular superior 150 guían el flujo de la sal eutéctica líquida de la misma manera que los deflectores 130. La lámina tubular inferior 140 y la lámina tubular superior 150 son, respectivamente, la superficie a menor nivel y a mayor nivel del reactor transversal a los tubos 124, es decir, transversal a la dirección de flujo de la mezcla de gases.
El reactor 300 de la Fig. 3 comprende, además, un sistema de precalentamiento 200 configurado para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción 110 a través de el acceso 1 a una temperatura de entrada predefinida Ten. La temperatura de entrada predefinida Ten es tal que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción 110 es igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida Ten en el precalentador 200. En la realización mostrada, la temperatura de entrada Ten es una temperatura en un intervalo entre 175 °C y 225 °C.
El reactor 300 comprende, además, un deflector 20 localizado en una parte central inferior del reactor por debajo de la parte más inferior de los tubos 124 y que está configurado para igualar el flujo de la mezcla de gases que entra en el reactor 300.
En la realización mostrada en Fig. 3, el refrigerante líquido se hace circular mediante el primer sistema de bombeo de circulación 22 dentro de la primera zona de reacción 110 en la misma dirección de flujo que la mezcla de gases y, adicionalmente, a través del primer sistema de transferencia de calor 21, donde el refrigerante líquido en circulación se enfría de nuevo hasta una primera temperatura preajustada antes de ser bombeado de nuevo a la primera zona de reacción 110. Además, el refrigerante líquido se hace circular mediante el segundo sistema de bombeo de circulación 15 dentro de la segunda zona de reacción 120 en la misma dirección de flujo que la mezcla de gas y a través del segundo sistema de transferencia de calor 16, donde el refrigerante líquido en circulación se enfría de nuevo hasta una segunda temperatura preajustada antes de ser bombeado de nuevo a la segunda zona de reacción 120. Los excedentes de calor en los sistemas de transferencia de calor 21 y 16 se retiran mediante la generación de vapor.
Las especificaciones de diseño de la realización mostrada en la Fig. 3 descrita anteriormente dan como resultado una distribución de temperatura espacial que se muestra en la Fig. 4. Los símbolos de diamante representan el caso en el que la primera zona de reacción y la segunda zona de reacción tienen tamaños iguales, es decir, el caso en el que la longitud axial de los tubos 124 dentro de la primera zona de reacción corresponde al 50 % de la longitud total cubierta por los tubos 124 dentro de la primera y segunda zonas de reacción. Los símbolos de triángulo representan el caso en el que el volumen de la primera zona de reacción es la mitad del volumen de la segunda zona de reacción, es decir, el caso en el que la longitud axial de los tubos 124 dentro de la primera zona de reacción 110 corresponde al 33 % de la longitud total cubierta por los tubos 124 dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120.
Tal como se observa en la Fig. 4, la reducción del tamaño relativo de la primera zona de reacción implicada por la condición de que la longitud axial de los tubos 124 dentro de la primera zona de reacción corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos 124 dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110, 120 da como resultado un ligero aumento de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción 110, debido a una mayor tasa de conversión y a la consiguiente mayor temperatura TS1 del refrigerante líquido en la primera zona de reacción, que está claramente equilibrado por una reducción significativa de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción 120, debido a una temperatura más baja TS2 del refrigerante líquido en la segunda zona de reacción. En el caso en el que la primera zona de reacción y la segunda zona de reacción tienen tamaños iguales, señalados por los símbolos de diamante, la temperatura del refrigerante líquido en la primera y segunda zonas de reacción es, respectivamente, de 405 °C y 425 °C. En el caso en el que la longitud axial de los tubos 124 dentro de la primera zona de reacción 110 corresponde al 33 % de la longitud total cubierta por los tubos 124 dentro de la primera y segunda zonas de reacción 110 y 120, indicada por los símbolos de triángulo, la temperatura del refrigerante líquido en la primera y segunda zonas de reacción es, respectivamente, de 405 °C y 415 °C. Por tanto, la Fig. 4 es un ejemplo de cómo la reducción relativa en el tamaño de la primera zona de reacción 110 con respecto a la segunda zona de reacción 120 obtenida en la realización mostrada en la Fig. 3 permite una reducción de la temperatura del refrigerante líquido en el segunda zona de reacción y da como resultado una reducción de la temperatura máxima de reacción, es decir, la temperatura del punto caliente, obtenida en la segunda zona de reacción 120. En el caso mostrado en la Fig. 4, la temperatura del punto caliente en la segunda zona de reacción 120 disminuye de aproximadamente 490 °C a aproximadamente 460 °C, quedando por debajo de la temperatura crítica de degradación para el catalizador de aproximadamente 480 °C.
Además, tal como se observa en la Fig. 4, el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción 110 es mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción 120. En particular, la temperatura del punto caliente de la segunda zona de reacción se reduce notablemente en comparación con el caso en el que ambas zonas de reacción tienen tamaños iguales. La segunda zona de reacción 120 más larga, es decir, la posición inferior de la placa separadora 10, con respecto al caso en el que ambas zonas de reacción son iguales en cuanto a longitud, permite una menor temperatura TS2 del refrigerante líquido en la segunda zona de reacción, lo que da como resultado una reducción significativa de la temperatura del punto caliente en la misma y, por tanto, un ciclo de vida del catalizador prolongado. Además, la reacción se distribuye de manera más uniforme y, por tanto, más eficaz a lo largo de los tubos de reacción 124, lo que permite mantener un mayor rendimiento de reacción de anhídrido maleico. Además, se reduce la temperatura del punto caliente en la segunda zona de reacción 120, lo que permite un ciclo de vida del catalizador más largo en comparación con el caso en el que ambas zonas de reacción son iguales en cuanto al tamaño.
La Fig. 5 muestra un reactor tubular 500 según otra realización de la invención que comprende los mismos componentes que el reactor tubular 300 mostrado en la Fig. 3, pero en el que tanto el primer como el segundo sistemas de transferencia de calor 16 y 21 y el primer y segundo sistemas de bombeo de circulación 15 y 22 están dispuestos dentro del reactor 500 en una parte central del mismo.
La Fig. 6 muestra un reactor tubular 600 según otra realización de la invención que comprende los mismos componentes que los reactores tubulares 300 y 500 mostrados, respectivamente, en las Fig. 3 y 5, pero en el que tanto el primer como el segundo sistemas de transferencia de calor 16 y 21 y el primer y segundo sistemas de bombeo de circulación 15 y 22 están dispuestos fuera del reactor 600. Además, el refrigerante líquido fluye en la misma dirección que la mezcla de gases dentro de la primera zona de reacción 110, lo que en la realización mostrada corresponde a la dirección vertical ascendente, mientras que el refrigerante líquido fluye en la dirección opuesta a la de la mezcla de gases dentro de la segunda zona de reacción 120, lo que en la realización mostrada corresponde a la dirección vertical descendente.
Aunque las realizaciones anteriores se han descrito e ilustrado en las figuras que se refieren a la mezcla de gases que fluye en una dirección vertical ascendente, para la persona experta resulta evidente que también se divulgan en el presente documento las realizaciones en las que el reactor tubular de la invención está invertido con respecto a las realizaciones mostradas en las figuras de tal manera que la mezcla de gases fluye en una dirección vertical descendente.

Claims (13)

REIVINDICACIONES
1. Reactor tubular (300; 500; 600) para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno, que comprende:
una primera zona de reacción (110) que comprende un acceso (1) para dicha mezcla de gases y una segunda zona de reacción (120) que comprende una salida (18) para una mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico, precediendo la primera zona de reacción (110) a la segunda zona de reacción (120) en una dirección de flujo de la mezcla de gases,
una pluralidad de tubos (124) que se extienden en una dirección axial a través de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) y están conectados comunicativamente con dicho acceso (1) y dicha salida (18) con los respectivos primer y segundo extremos de los mismos;
un sistema de control de temperatura (30) configurado para controlar la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente, en el que el sistema de control de temperatura (30) comprende: un sistema de transferencia de calor (16, 21) para cada una de las zonas de reacción configurado para controlar la temperatura de un refrigerante líquido que fluye a través de una de las zonas de reacción; y;
un sistema de bombeo de circulación (15, 22) configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través del reactor y a través de uno de los sistemas de transferencia de calor; y un sistema de precalentamiento (200) configurado para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción (110) a una temperatura de entrada predefinida (Ten); caracterizado por que la longitud axial de los tubos (124) dentro de dicha primera zona de reacción (110) corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos (124) dentro de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120); sujeto a la condición de que la temperatura de entrada (Ten) y las proporciones de la longitud de los tubos (124) dispuestos en dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) son tales que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción (110) es igual o mayor que una cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida (T en);
en el que la longitud axial de los tubos (124) dentro de la primera zona de reacción (110) y los ajustes del sistema de precalentamiento (200), los sistemas de transferencia de calor (16, 21) y el sistema de bombeo de circulación (15, 22) están configurados de tal manera que el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción (110) es igual o mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción (120).
2. El reactor tubular (300; 500; 600) de la reivindicación 1, en el que la temperatura de entrada (Ten) se encuentra en un intervalo entre 150 °C y 250 °C, preferiblemente entre 175 °C y 225 °C.
3. El reactor tubular (300; 500; 600) de cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el sistema de control de temperatura (30) comprende un sistema de bombeo de circulación (15, 22) para cada una de las zonas de reacción (110, 120) configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través de una de las zonas de reacción (110, 120) ) y uno de los sistemas de transferencia de calor (16, 21) de manera independiente de la otra zona de reacción (110, 120) y del otro sistema de transferencia de calor (16, 21).
4. El reactor tubular (300; 500; 600) de la reivindicación 3, en el que dicho al menos un sistema de bombeo de circulación (15, 22) está comprendido en un sistema de bombeo centrífugo vertical dispuesto en el centro del reactor (300; 500; 600); o
en el que ambos sistemas de bombeo de circulación (15, 22) están comprendidos en un sistema de bombeo centrífugo vertical localizado en el centro del reactor (300; 500; 600); o
en el que ambos sistemas de bombeo de circulación (15, 22) están comprendidos en un sistema de bombeo centrífugo vertical localizado fuera del reactor (300; 500; 600).
5. El reactor tubular (300; 500; 600) de cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que al menos uno de los sistemas de transferencia de calor (16, 21) está diespuesto dentro del reactor (300; 500; 600), preferiblemente en una parte central del reactor (300; 500; 600); o
en el que ambos sistemas de transferencia de calor (16, 21) de circulación están localizados fuera del reactor (300; 500; 600).
6. El reactor tubular (300; 500; 600) de cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el sistema de bombeo de circulación (22) está configurado para causar la circulación del refrigerante líquido de tal manera que el refrigerante líquido fluya en la misma dirección que la mezcla de gases dentro de al menos una de las zonas de reacción (110, 120), preferiblemente dentro de la primera zona de reacción (110); y/o
en el que el sistema de bombeo de circulación (22) está configurado para causar la circulación del refrigerante líquido de tal manera que el refrigerante líquido fluya en la dirección opuesta a la mezcla de gases dentro de al menos una de las zonas de reacción (110, 120), preferiblemente dentro de la segunda zona de reacción (120).
7. El reactor tubular (300; 500; 600) de cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el reactor comprende, además una pluralidad de deflectores (130) instalados dentro del reactor y configurados para dirigir un flujo serpenteante del refrigerante líquido a través del reactor,
en el que la distancia axial entre pares adyacentes de deflectores (130) aumenta a lo largo de la dirección de flujo de la mezcla de gases dentro de dicha al menos una zona de reacción.
8. El reactor tubular (300; 500; 600) de cualquiera de las reivindicaciones anteriores, en el que el reactor comprende, además, una pluralidad de deflectores (130) instalados dentro del reactor y configurados para dirigir un flujo serpenteante del refrigerante líquido a través del reactor, en el que la distancia axial entre pares adyacentes de deflectores (130) disminuye a lo largo de la dirección de flujo de la mezcla de gases dentro de dicha al menos una zona de reacción (110, 120).
9. Método para llevar a cabo reacciones gaseosas exotérmicas de oxidación para producir anhídrido maleico a partir de una mezcla de gases que contiene n-butano y oxígeno en un reactor tubular (300; 500; 600), comprendiendo dicho reactor tubular (300; 500; 600):
una primera zona de reacción (110) que tiene un acceso (1) para dicha mezcla de gases y una segunda zona de reacción (120) que tiene una salida (18) para la mezcla de gases de reacción que contiene anhídrido maleico, en donde la primera zona de reacción (110) precede a la segunda zona de reacción (120) en una dirección de flujo de la mezcla de gases,
una pluralidad de tubos (124) que se extienden en una dirección axial a través de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) y están conectados comunicativamente con dicho acceso(1) y dicha salida (18) con los respectivos primer y segundo extremos de los mismos;
un sistema de control de temperatura (30) configurado para controlar la temperatura de reacción en cada una de las zonas de reacción de manera independiente, en donde el sistema de control de temperatura (30) comprende: un sistema de transferencia de calor (16, 21) para cada una de las zonas de reacción (110, 120) configurado para controlar la temperatura de un refrigerante líquido que fluye a través de una de las zonas de reacción (110, 120); y;
un sistema de bombeo de circulación (15, 22) configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido que fluye a través del reactor (300; 500; 600) y a través de uno de los sistemas de transferencia de calor (16, 21); y
un sistema de precalentamiento (200) configurado para precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en la primera zona de reacción (110) a una temperatura de entrada predefinida (Ten);
en el que la longitud axial de los tubos (124) dentro de dicha primera zona de reacción (110) corresponde a entre el 30 % y el 45 % de la longitud total cubierta por los tubos (124) dentro de dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120); sujeto a la condición de que la temperatura de entrada (Ten) y las proporciones de la longitud de los tubos (124) dispuestos en dichas primera y segunda zonas de reacción (110, 120) son tales que el calor total generado mediante las reacciones exotérmicas dentro de la primera zona de reacción (110) es igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida (Ten); en donde el método comprende las siguientes etapas:
ajustar la temperatura de un refrigerante líquido que fluye a través del reactor (300; 500; 600) en cada una de las zonas de reacción (110, 120) de manera independiente por medio de los sistemas de transferencia de calor (16, 21); ajustar las condiciones de flujo del refrigerante líquido por medio del sistema de bombeo de circulación (15, 22); precalentar la mezcla de gases de tal manera que la mezcla de gases entre en el reactor a una temperatura de entrada predefinida (Ten) por medio del dispositivo de precalentamiento (200); y
ajustar la temperatura de entrada (Ten) de tal manera que el calor total generado mediante la reacción exotérmica dentro de la primera zona de reacción (110) sea igual o mayor que la cantidad de calor requerida para el precalentamiento de la mezcla de gases hasta la temperatura de entrada predefinida (Ten);
en el que el método comprende, además, ajustar el sistema de precalentamiento (200), los sistemas de transferencia de calor (16, 21) y el sistema de bombeo de circulación (15, 22) de tal manera que el valor máximo de la temperatura de reacción en la primera zona de reacción (110) sea igual o mayor que el valor máximo de la temperatura de reacción en la segunda zona de reacción (120).
10. El método de la reivindicación 9, en donde la temperatura de entrada (Ten) se ajusta a un intervalo entre 150 °C y 250 °C, preferiblemente entre 175 °C y 225 °C.
11. El método de una de las reivindicaciones 9 o 10, en donde el reactor comprende un sistema de bombeo de circulación (15, 22) para cada una de las zonas de reacción (110, 120) configurado para controlar las condiciones de flujo del refrigerante líquido en cada una de las zonas de reacción (110, 120) independientemente y en donde el método comprende, además, una etapa de ajuste de las condiciones de flujo del refrigerante líquido en cada una de las zonas de reacción (110, 120) de manera independiente por medio de los sistemas de bombeo de circulación (15, 22).
12. El método de cualquiera de las reivindicaciones 9 a 11, en donde el refrigerante líquido comprende una mezcla de sal eutéctica fundida.
13. El método de cualquiera de las reivindicaciones 9 a 12, en donde la temperatura del refrigerante líquido se ajusta a entre 380 °C y 450 °C, preferiblemente entre 400 °C y 440 °C; y/o
en donde la temperatura del refrigerante líquido en la primera zona de reacción (110) se ajusta a un valor más bajo que la temperatura del refrigerante líquido en la segunda zona de reacción (120).
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Families Citing this family (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN109954452A (zh) * 2019-04-04 2019-07-02 运城晋腾化学科技有限公司临猗分公司 一种固定床反应器

Family Cites Families (13)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3147084A (en) * 1962-03-08 1964-09-01 Shell Oil Co Tubular catalytic reactor with cooler
US3448054A (en) * 1966-11-25 1969-06-03 Atomic Energy Commission Coolant salt for a molten salt breeder reactor
BE793928A (fr) * 1972-01-13 1973-05-02 Deggendorfer Werft Eisenbau Appareil pour la mise en oeuvre de processus chimiques exothermiques et endothermiques
US4562269A (en) * 1981-12-07 1985-12-31 Union Oil Company Of California Method of producing maleic anhydride
DE3874759D1 (de) * 1988-12-13 1992-10-22 Deggendorfer Werft Eisenbau Rohrbuendelreaktor.
ES2078688T3 (es) * 1991-05-06 1995-12-16 Inst Francais Du Petrole Procedimiento y dispositivo de deshidrogenacion de hidrocarburos alifaticos en hidrocarburos olefinicos.
DE10011309A1 (de) * 2000-03-10 2001-09-13 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Maleinsäreanhydrid
DE10137534A1 (de) * 2001-08-01 2003-02-13 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Maleinsäureanhydrid
US7316804B2 (en) * 2001-08-02 2008-01-08 Ineos Usa Llc Flow reactors for chemical conversions with heterogeneous catalysts
TWI349001B (en) * 2005-03-18 2011-09-21 Lg Chemical Ltd Method of producing unsaturated acid from olefin
US7388106B2 (en) * 2005-10-14 2008-06-17 Basf Aktiengesellschaft Process for preparing acrolein or acrylic acid or a mixture thereof from propane
US8013185B2 (en) * 2007-04-03 2011-09-06 Lg Chem, Ltd. Method for preparing unsaturated aldehyde and/or unsaturated fatty acid using fixed-bed catalytic partial oxidation reactor
DE102007019597A1 (de) * 2007-04-24 2008-05-15 Basf Ag Verfahren der Inbetriebnahme einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Acrolein zu Acrylsäure oder von Methacrolein zu Methacrylsäure

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