【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、アクリル酸の製造設備およびそれを用いるアクリル酸の製造方法に関するものであり、さらに詳しくは、プロパンおよびプロピレンのいずれも原料として使用できるアクリル酸の製造設備およびアクリル酸の製造方法に関するものである。
【０００２】
【従来技術】
一般にアクリル酸は、触媒の存在下にプロピレンと分子状酸素を接触反応させてアクロレインを製造し、さらにこれを分子状酸素と接触反応させるという二段酸化により製造されている。例えば、特許文献１には、上記二段酸化反応のために、異なる触媒が充填された２個の反応器、すなわち第１反応器および第２反応器が使用され、第１反応器にてプロピレンをアクロレインに変換し、次いで第２反応器にて該アクロレインをアクリル酸に変換するとの記載がある。
【０００３】
上記二段酸化反応は、９０％以上という高収率でアクリル酸を製造できる点で実用的な価値が大きい。しかしながら、第１反応器および第２反応器からなる二段酸化反応用の設備を使用して、アクリル酸とアクロレインを同時に製造しようとする場合、一方の生産量を増やせば、その増加分だけ他方の生産量を減らさざるを得ないという問題があった。すなわち、第１反応器の出口でアクロレインを多量に抜き出せば、第２反応器に送られるアクロレインの量が減るためにアクリル酸の生産量が少なくなる。それとは逆の場合には、アクロレインの生産量が少なくなる。要するに、従来のアクリル酸製造用の設備を使用する場合、設備自体を大型化しない限り、アクリル酸とアクロレインの双方を高水準の生産量で生産することは不可能であった。
【０００４】
【特許文献１】
特開２００２−１６１０６６号公報（第１〜２欄）
【０００５】
【発明が解決しようとする課題】
本発明においては、従来の二段酸化によるアクリル酸の製造用の設備に部分的に改良を加えることにより、アクリル酸およびアクロレインの両者の生産量を同時に高くすることができる設備の提供を課題とした。
【０００６】
【課題を解決するための手段】
本発明者らは前記課題を解決するために鋭意検討した結果、従来上記二段酸化によるアクリル酸の製造用の設備における第２反応器に使用されていた触媒として、例えばＭｏ、Ｖ、Ｃｒ、Ｗを主体とする金属酸化物またはＭｏ、Ｖ、Ｗ、Ｃｕを主体とする金属酸化物に代えて、アクロレインのみならずプロパンやプロピレンをも一段で酸化してアクリル酸に変換し得る触媒を用いることを見出し、本発明を完成するに至った。
すなわち、本発明は、プロピレンをアクロレインに変換する第１反応器、ならびに少なくともＭｏ、ＶおよびＡ（ＡはＳｂまたはＴｅである）の酸化物を含む金属酸化物触媒が充填された第２反応器からなるアクリル酸の製造設備であり、さらには前記第２反応器に、第１反応器で得られたアクロレイン、プロパンおよび／またはプロピレンを供給することを特徴とするアクリル酸の製造方法である。
【０００７】
【発明の実施の形態】
本発明の主要な特徴は、アクロレイン、プロパンまたはプロピレンのいずれを原料にしても一段で分子状酸素（以下単に酸素ガスということがある）と反応させてアクリル酸を合成することができる触媒を、第２反応器に充填することにあり、具体的には前記のとおり、少なくともＭｏ、Ｖ、Ａ（ＡはＳｂまたはＴｅである）の酸化物を含む金属酸化物触媒（以下第２反応器用触媒という）を使用する。
第２反応器用触媒としては、上記必須金属以外に、Ｎｂ、Ｔａ、Ｗ、Ｔｉ、Ｚｒ、Ｒｅ、Ｆｅ、Ｎｉ、Ｃｏ、Ｓｎ、Ｔｌ、Ｃｕ、、希土類金属およびアルカリ金属からなる金属群（以下金属Ｂという）から選ばれる１種または２種以上の金属の酸化物を含んでいるものがより好ましい。
特に好ましい第２反応器用触媒は、以下の組成式で表される金属酸化物である。
組成式；ＭｏＶｉＳｂｊＢｋＯｙ
（式中、ｉおよびｊは各々０．０１〜１．５で、かつｊ／ｉ＝０．３〜１．０であり、ｋは０．００１〜３．０であり、またｙは他の元素の酸化状態によって決定される数である。）
かかる第２反応器用触媒の製造方法に関する説明は後記する。
【０００８】
上記第２反応器用触媒は、アクロレイン、プロパンまたはプロピレンのいずれを原料にしても一段で分子状酸素と反応させてアクリル酸を合成することができるため、第２反応器には、アクロレイン、プロパンまたはプロピレンを単独で供給することもできるし、あるいはそれらの混合物を供給することもできる。この特性を利用することにより、本発明における第１反応器および第２反応器からなる反応装置によれば、アクリル酸およびアクロレインの生産量を必要により変動させることができる。
【０００９】
第１反応器と第２反応器の関係の一例を図１に表す。図１では、第２反応器にアクロレインとプロパンの供給ラインが接続されている。本発明はかかる実施態様に限定されず、プロパンに代えて、プロピレンの供給ラインまたはプロパンとプロピレンの混合ガスの供給ラインが第２反応器に接続されていてもよい。図１においてアクロレインとプロパンの供給ラインが第２反応器の手前で１本のラインに合流していて、切り換えコックによりいずれか一方を第２反応器に供給できるようにしてもよい。なお、第１反応器と第２反応器は、必ずしも別個の装置である必要はなく、それらの反応器が実質的に一体化された構造の反応器、すなわち２種類の触媒が別々に充填されたセグメントからなり、該セグメント内を原料ガスが順次通過する構造を有する反応器を使用することができる。
【００１０】
本発明の設備により、アクロレインを多量に生産しながら、アクリル酸も多量に生産しようとする場合には、第１反応器の反応生成物である粗アクロレインのほぼ全量をアクロレイン製品用に取り出すとともに、第２反応器にはプロパンまたはプロピレンを供給し、そこでアクリル酸を製造する。アクロレイン製品が不要の場合には、第１反応器による粗アクロレインの全量を第２反応器に移送すればよい。アクロレイン製品の必要量に応じて、第１反応器の出口付近から抜き出す粗アクロレインの量を加減し、他方第２反応器においては抜き出された粗アクロレインに見合う量のプロパンまたはプロピレンを供給することにより、アクリル酸の高い水準の生産が可能となる。
【００１１】
さらに、プロパンとプロピレンの価格差がある場合、本発明においては、それらのうちのコスト的に優位な方をアクリル酸の原料として選択して使用できる。プロパンとプロピレンの価格を比較した場合、通常プロパンの方がかなり割安であるが、プロパン価格は季節的変動が大きく、プロパンの需要が燃料用に増加する冬季にはプロピレンとの価格差が接近する。そういう場合には、プロピレンを原料とする方がアクリル酸製造の総合コストは安価となる。一方、プロパンとプロピレンの価格差が大きい場合には、第２反応器にプロパンを供給して一段酸化でアクリル酸を製造することがコスト的に有利になる。
【００１２】
上記第１反応器および第２反応器の運転条件について述べる。第１反応器においては、前記のとおり、プロピレンを酸化してアクロレインを製造する。その際第１反応器には、プロピレン、酸素ガス、水蒸気および窒素ガスからなり、プロピレン濃度が５〜１５％程度の原料ガスが反応器に供給される。上記の水蒸気および窒素ガスは希釈ガスであり、局部的な激しい反応を抑制するとともに反応熱の拡散および反応生成物のキャリアガスとしても機能する。
第１反応器に充填する触媒としては、例えばＢｉ、Ｍｏ、ＣｏおよびＷ等を主成分とする金属酸化物触媒（特公昭４７−４２２４１号公報）等が挙げられる。また、第１反応器における好ましい反応温度は３００〜４５０℃である。さらに、原料ガスと触媒の好ましい接触時間は１〜６秒である。
【００１３】
つぎに、第２反応器へは、第１反応器で生成するアクロレイン、該アクロレインとプロパンもしくはプロピレンとの混合ガス、またはプロパンもしくはプロピレンのいずれかが供給される。第２反応器にアクロレインのみが供給される場合、好ましい反応温度は２００〜３５０℃である。この場合、アクロレインと同時に反応器に供給される酸素ガス、水蒸気および窒素ガス等の不活性ガスの好ましい割合は、アクロレイン；１〜１５％、酸素ガス；０．５〜２５％、水蒸気；０〜４０％および不活性ガス；２０〜８０％である。これらのガスは、反応器に入れる前に混合しておき、混合ガスとして反応器に供給してもよいし、反応器内で混合させてもよい。ガスの供給速度としては、空間速度５００〜２０，０００ｈ −１が好ましい。
第２反応器にプロパンもしくはプロピレンのみを供給する場合、好ましい反応温度は２５０〜５００℃である。
さらに、第２反応器にアクロレインとプロパンもしくはプロピレンとの混合ガスを供給する場合、好ましい反応温度は２５０〜４５０℃である。
【００１４】
第２反応器用触媒の製造方法について述べる。第２反応器用触媒は、複数の金属化合物の混合体を高温で焼成して得られる複合金属酸化物であり、それに含まれる金属は前述の特定な金属である。
まず、複合金属酸化物を得るために互いに混合させる金属化合物としては、以下の化合物が挙げられる。すなわち、Ｍｏ化合物としてはモリブデン酸アンモニウム、酸化モリブデンまたはモリブデン酸等が好ましく、Ｓｂ化合物としては三酸化アンチモンまたは酢酸アンチモン等が好ましく、Ｖ化合物としてはメタバナジン酸アンモニウムまたは五酸化バナジウム等が好ましい。また、Ｎｂ化合物としては酸化ニオブまたはニオブ酸等が好ましく、Ｔａ化合物としては酸化タンタルまたはタンタル酸等が好ましい。
【００１５】
最初に、Ｍｏ化合物、Ｓｂ化合物およびＶ化合物を水性媒体中に溶解または分散させ、７０〜１００℃に維持することにより酸化還元反応をさせることが好ましく、当該反応の終了後に、得られる反応液またはその蒸発乾固物に、Ｎｂ化合物またはＴａ化合物を加えて均一に混合する。得られた混合物から水分を蒸発させた後、焼成処理を行う。２段階で焼成処理を行うことが好ましく、具体的には、最初空気中で３００℃程度で４〜１０時間の加熱を行い、その後不活性ガス中で５００〜７００℃で１〜３時間の焼成を行う。
得られた触媒は、必要により湿式粉砕または乾式粉砕を行うことにより、２０μｍ以下の粒径とし、これをシリカ、アルミナまたはシリコンカーバイド等の担体に担持させたものを反応管に充填して使用される。
【００１６】
以下、実施例を挙げて本発明をさらに具体的に説明する。
なお、各実施例では、第１反応器および第２反応器として約２２ｍｍφのステンレス製反応管を直列に配置したものを使用した。各反応器には触媒として約３０ｍｌ（３５〜４０ｇ程度）を充填し、所定の反応温度と原料供給量にて反応を行った。
【００１７】
【実施例１】
（第２反応器にプロパンとアクロレインの混合ガスを供給するケース）
以下の第１反応器で生成したガスの１／２量を第２反応器に移送し、残りの１／２量は系外に抜き出してアクロレイン製品用とした。
［第１反応器］
・触媒；Ｍｏ１２Ｂｉ１．２Ｆｅ１．２Ｃｏ５Ｋ０．０５Ｏｘ をアルミナ担体に担持したもの
・反応条件；プロピレン／空気／水蒸気＝８／６７／２５（モル％）の混合ガスを１，３００／ｈｒの空間速度で供給。反応温度（触媒温度）３８０℃
・反応結果；プロピレン転化率９６．０％、アクロレイン選択率８１．５％
但し、プロピレン転化率（％）＝（供給プロピレン量−未反応プロピレン量）×１００／供給プロピレン量、アクロレイン選択率（％）＝生成アクロレイン量×１００／（供給プロピレン量−未反応プロピレン量） ここで、各成分の量はいずれもモル数である。
上記反応により、アクロレイン濃度が６．２モル％の反応ガスを得た。
【００１８】
［第２反応器］
・触媒；ＭｏＶ０．３Ｓｂ０．２３Ｎｂ０．０８Ｏｘ をアルミナ担体に担持したもの
・反応条件；第１反応器の排出ガスの１／２量に、プロパン／空気／水蒸気＝１５／６０／２５（モル％）の混合ガスを合流させ、１，５００／ｈｒの空間速度で供給した。第１反応器からの排出ガスと上記プロパン含有混合ガスの混合割合は、１：１．２（体積比）である。反応温度（触媒温度）３６０℃
上記反応において、アクリル酸濃度が５．４モル％の反応ガスを得た。今第１反応器の排出ガスの１／２量の体積を１とすると、第１反応器の出口でアクロレインの抜出しを行わなかったとしたときには、第２反応器の反応ガス中には６．２ｖｏｌ％×０．９５（収率）×２（体積）（１１．８）のアクリル酸が得られる。これに対して、本例においては、５．４ｖｏｌ％×２．２（体積）（１１．９）のアクリル酸を得た。
このように、第１反応器で多量のアクロレインの抜出しを行っても、本発明によれば、アクリル酸の生産量も高く維持できる。
【００１９】
【実施例２】
（第１反応器を停止し第２反応器にプロパンを供給するケース）
第１反応器を停止し、第２反応器（実施例１と同じ触媒を充填）にプロパン／空気／水蒸気＝７／３９／５４（モル％）の混合ガスを１，３００／ｈｒの空間速度で供給した。反応温度（触媒温度）３９０℃。
その結果は反応生成ガスにおいて、プロパン転化率３９．４％、アクリル酸選択率７１．１％、アクリル酸収率２８．０％であった。
但し、プロパン転化率（％）＝（供給プロパン量−未反応プロパン量）×１００／供給プロパン、アクリル酸選択率（％）＝生成アクリル酸量×１００／（供給プロパン量−未反応プロパン量）、アクリル酸収率（％）＝プロパン転化率×アクリル酸選択率／１００
【００２０】
【発明の効果】
本発明によれば、従来の二段酸化によるアクリル酸の製造用の設備に部分的に改良を加え、アクロレインのみならずプロパンやプロピレンをも一段で酸化してアクリル酸に変換し得る触媒を第２反応器に用いることにより、アクリル酸およびアクロレインの両者の生産量を同時に高くすることが可能である。さらに、アクリル酸製造の原料となるプロパンとプロピレンの価格差に従って、最も有利なアクリル酸製造コストになるように原料を選択して使用することも可能である。
【図面の簡単な説明】
【図１】図１は第１反応器と第２反応器の関係の一例を示す。[0001]
TECHNICAL FIELD OF THE INVENTION
The present invention relates to an equipment for producing acrylic acid and a method for producing acrylic acid using the same, and more particularly, to an equipment for producing acrylic acid and a method for producing acrylic acid, in which any of propane and propylene can be used as a raw material. It is.
[0002]
[Prior art]
Generally, acrylic acid is produced by a two-stage oxidation in which propylene and molecular oxygen are contact-reacted in the presence of a catalyst to produce acrolein, and this is further contacted with molecular oxygen. For example, Patent Document 1 discloses that two reactors filled with different catalysts, that is, a first reactor and a second reactor are used for the two-stage oxidation reaction, and propylene is used in the first reactor. Is converted to acrolein, and then the acrolein is converted to acrylic acid in a second reactor.
[0003]
The two-step oxidation reaction has great practical value in that acrylic acid can be produced in a high yield of 90% or more. However, when it is intended to simultaneously produce acrylic acid and acrolein using the equipment for the two-stage oxidation reaction consisting of the first reactor and the second reactor, if the production of one is increased, the other is increased by the increased amount. There was a problem that the production volume had to be reduced. That is, if a large amount of acrolein is extracted at the outlet of the first reactor, the amount of acrolein sent to the second reactor is reduced, so that the production of acrylic acid is reduced. In the opposite case, the production of acrolein will be lower. In short, when using conventional equipment for producing acrylic acid, it was impossible to produce both acrylic acid and acrolein at a high level of production unless the equipment itself was enlarged.
[0004]
[Patent Document 1]
JP-A-2002-161066 (columns 1 and 2)
[0005]
[Problems to be solved by the invention]
In the present invention, it is an object of the present invention to provide a facility capable of simultaneously increasing the production amounts of both acrylic acid and acrolein by partially improving a conventional facility for producing acrylic acid by two-stage oxidation. did.
[0006]
[Means for Solving the Problems]
The present inventors have conducted intensive studies in order to solve the above-mentioned problems, and as a result, as a catalyst that has been used in the second reactor in the facility for producing acrylic acid by the two-stage oxidation, for example, Mo, V, Cr, Instead of a metal oxide mainly composed of W or a metal oxide mainly composed of Mo, V, W and Cu, a catalyst that can oxidize not only acrolein but also propane and propylene in one step and convert it to acrylic acid is used. This led to the completion of the present invention.
That is, the present invention provides a first reactor for converting propylene to acrolein, and a second reactor packed with a metal oxide catalyst containing at least oxides of Mo, V and A (A is Sb or Te). And a process for supplying acrylic acid, propane and / or propylene obtained in the first reactor to the second reactor.
[0007]
BEST MODE FOR CARRYING OUT THE INVENTION
The main feature of the present invention is that a catalyst capable of synthesizing acrylic acid by reacting with molecular oxygen (hereinafter sometimes simply referred to as oxygen gas) in one step using any of acrolein, propane or propylene as a raw material, In other words, as described above, a metal oxide catalyst containing at least an oxide of Mo, V, and A (A is Sb or Te) (hereinafter referred to as catalyst for the second reactor) To use).
As the catalyst for the second reactor, in addition to the above essential metals, a metal group (hereinafter, referred to as a metal group consisting of Nb, Ta, W, Ti, Zr, Re, Fe, Ni, Co, Sn, Tl, Cu, a rare earth metal and an alkali metal) Those containing an oxide of one or more metals selected from the group consisting of metal B) are more preferred.
A particularly preferred second reactor catalyst is a metal oxide represented by the following composition formula.
Formula; MoV i Sb j B k O y
(Where i and j are each 0.01 to 1.5 and j / i = 0.3 to 1.0, k is 0.001 to 3.0, and y is other It is a number determined by the oxidation state of the element.)
A description of a method for producing the second reactor catalyst will be described later.
[0008]
Since the second reactor catalyst can be made from any of acrolein, propane or propylene as a raw material and reacted with molecular oxygen in a single step to synthesize acrylic acid, the second reactor has acrolein, propane or Propylene can be supplied alone, or a mixture thereof can be supplied. By utilizing this characteristic, the production amount of acrylic acid and acrolein can be varied as necessary according to the reaction apparatus including the first reactor and the second reactor in the present invention.
[0009]
FIG. 1 shows an example of the relationship between the first reactor and the second reactor. In FIG. 1, a supply line for acrolein and propane is connected to the second reactor. The present invention is not limited to such an embodiment. Instead of propane, a supply line of propylene or a supply line of a mixed gas of propane and propylene may be connected to the second reactor. In FIG. 1, the supply lines for acrolein and propane may join one line before the second reactor, and one of them may be supplied to the second reactor by a switching cock. The first and second reactors do not necessarily need to be separate devices, but are reactors having a structure in which the reactors are substantially integrated, that is, two types of catalysts are separately charged. It is possible to use a reactor having a structure in which the raw material gas sequentially passes through the segment.
[0010]
When a large amount of acrolein is to be produced while a large amount of acrylic acid is to be produced by the facility of the present invention, almost all of the crude acrolein which is a reaction product of the first reactor is taken out for an acrolein product, The second reactor is fed with propane or propylene, where acrylic acid is produced. If an acrolein product is not required, the entire amount of crude acrolein from the first reactor may be transferred to the second reactor. Depending on the required amount of acrolein product, the amount of crude acrolein withdrawn from near the outlet of the first reactor is adjusted, while the second reactor is supplied with propane or propylene in an amount commensurate with the withdrawn crude acrolein. This allows for a high level of production of acrylic acid.
[0011]
Further, in the case where there is a price difference between propane and propylene, in the present invention, one of them which is superior in cost can be selected and used as a raw material of acrylic acid. When comparing the prices of propane and propylene, propane is usually much cheaper, but the price of propane fluctuates seasonally, and the price difference with propylene approaches in winter when propane demand increases for fuel . In such a case, using propylene as a raw material reduces the total cost of acrylic acid production. On the other hand, when the price difference between propane and propylene is large, it is cost-effective to supply propane to the second reactor to produce acrylic acid by single-stage oxidation.
[0012]
The operating conditions of the first and second reactors will be described. In the first reactor, as described above, propylene is oxidized to produce acrolein. At that time, a raw material gas comprising propylene, oxygen gas, water vapor and nitrogen gas and having a propylene concentration of about 5 to 15% is supplied to the first reactor. The above-mentioned water vapor and nitrogen gas are diluent gases, which suppress local intense reactions and also function as carrier gas for diffusion of reaction heat and reaction products.
Examples of the catalyst to be filled in the first reactor include metal oxide catalysts containing Bi, Mo, Co, W, and the like as main components (JP-B-47-42241). The preferred reaction temperature in the first reactor is 300 to 450 ° C. Further, a preferable contact time between the raw material gas and the catalyst is 1 to 6 seconds.
[0013]
Next, any of acrolein generated in the first reactor, a mixed gas of acrolein and propane or propylene, or propane or propylene is supplied to the second reactor. If only acrolein is fed to the second reactor, the preferred reaction temperature is 200-350 ° C. In this case, a preferable ratio of an inert gas such as oxygen gas, water vapor, and nitrogen gas supplied to the reactor simultaneously with acrolein is as follows: acrolein; 1 to 15%; oxygen gas; 0.5 to 25%; 40% and inert gas; 20-80%. These gases may be mixed before entering the reactor and supplied to the reactor as a mixed gas, or may be mixed in the reactor. As a gas supply speed, a space velocity of 500 to 20,000 h -1 is preferable.
When only propane or propylene is supplied to the second reactor, a preferable reaction temperature is 250 to 500 ° C.
Further, when a mixed gas of acrolein and propane or propylene is supplied to the second reactor, a preferable reaction temperature is 250 to 450 ° C.
[0014]
The method for producing the second reactor catalyst will be described. The second reactor catalyst is a composite metal oxide obtained by firing a mixture of a plurality of metal compounds at a high temperature, and the metal contained therein is the above-mentioned specific metal.
First, as the metal compounds to be mixed with each other to obtain a composite metal oxide, the following compounds can be mentioned. That is, the Mo compound is preferably ammonium molybdate, molybdenum oxide or molybdic acid, the Sb compound is preferably antimony trioxide or antimony acetate, and the V compound is preferably ammonium metavanadate or vanadium pentoxide. As the Nb compound, niobium oxide or niobic acid is preferable, and as the Ta compound, tantalum oxide or tantalic acid is preferable.
[0015]
First, it is preferable to dissolve or disperse the Mo compound, the Sb compound and the V compound in an aqueous medium, and to carry out an oxidation-reduction reaction by maintaining the compound at 70 to 100 ° C. After the completion of the reaction, the obtained reaction solution or An Nb compound or a Ta compound is added to the evaporated and dried product, and mixed uniformly. After evaporating water from the obtained mixture, a baking treatment is performed. It is preferable to perform the calcination treatment in two stages. Specifically, the calcination is performed first in air at about 300 ° C. for 4 to 10 hours, and then in an inert gas at 500 to 700 ° C. for 1 to 3 hours. I do.
The obtained catalyst is subjected to wet pulverization or dry pulverization as necessary to obtain a particle size of 20 μm or less, and is used by filling a carrier such as silica, alumina or silicon carbide into a reaction tube. You.
[0016]
Hereinafter, the present invention will be described more specifically with reference to examples.
In each of the examples, a first reactor and a second reactor in which stainless steel reaction tubes of about 22 mmφ were arranged in series were used. Each reactor was charged with about 30 ml (about 35 to 40 g) as a catalyst, and the reaction was carried out at a predetermined reaction temperature and a raw material supply amount.
[0017]
Embodiment 1
(Case where mixed gas of propane and acrolein is supplied to the second reactor)
One half of the gas generated in the first reactor below was transferred to the second reactor, and the remaining half was extracted out of the system and used for acrolein products.
[First reactor]
Catalyst: Mo 12 Bi 1.2 Fe 1.2 Co 5 K 0.05 Ox supported on an alumina carrier Reaction condition: Propylene / air / steam = 8/67/25 (mol%) mixed gas Supplied at a space velocity of 1,300 / hr. Reaction temperature (catalyst temperature) 380 ° C
Reaction result: propylene conversion rate 96.0%, acrolein selectivity 81.5%
However, propylene conversion (%) = (supplied propylene amount−unreacted propylene amount) × 100 / supplied propylene amount, acrolein selectivity (%) = acrolein produced × 100 / (supplied propylene amount−unreacted propylene amount) Wherein the amounts of each component are all moles.
By the above reaction, a reaction gas having an acrolein concentration of 6.2 mol% was obtained.
[0018]
[Second reactor]
Catalyst: MoV 0.3 Sb 0.23 Nb 0.08 Ox supported on alumina carrier Reaction condition: Propane / air / steam = 15/60 to 1/2 of exhaust gas of first reactor / 25 (mol%) mixed gas was supplied at a space velocity of 1,500 / hr. The mixing ratio between the exhaust gas from the first reactor and the propane-containing mixed gas is 1: 1.2 (volume ratio). Reaction temperature (catalyst temperature) 360 ° C
In the above reaction, a reaction gas having an acrylic acid concentration of 5.4 mol% was obtained. Now, assuming that the volume of one half of the exhaust gas of the first reactor is 1, if the extraction of acrolein was not performed at the outlet of the first reactor, 6.2 vol. % X 0.95 (yield) x 2 (volume) (11.8) acrylic acid is obtained. On the other hand, in this example, 5.4 vol% × 2.2 (volume) (11.9) of acrylic acid was obtained.
As described above, even if a large amount of acrolein is extracted in the first reactor, the production amount of acrylic acid can be kept high according to the present invention.
[0019]
Embodiment 2
(Case where first reactor is stopped and propane is supplied to second reactor)
The first reactor was stopped, and a mixed gas of propane / air / steam = 7/39/54 (mol%) was charged into the second reactor (filled with the same catalyst as in Example 1) at a space velocity of 1,300 / hr. Supplied with Reaction temperature (catalyst temperature) 390 ° C.
As a result, in the reaction product gas, the propane conversion was 39.4%, the selectivity for acrylic acid was 71.1%, and the yield of acrylic acid was 28.0%.
However, propane conversion (%) = (amount of propane supplied−amount of unreacted propane) × 100 / selectivity of propane and acrylic acid (%) = amount of acrylic acid formed × 100 / (amount of propane supplied−amount of unreacted propane) , Acrylic acid yield (%) = propane conversion × acrylic acid selectivity / 100
[0020]
【The invention's effect】
According to the present invention, a partially improved catalyst for producing acrylic acid by conventional two-stage oxidation is provided, and a catalyst capable of converting not only acrolein but also propane and propylene in one stage to convert it to acrylic acid is described. By using two reactors, it is possible to simultaneously increase the production of both acrylic acid and acrolein. Further, according to the price difference between propane and propylene, which are the raw materials for acrylic acid production, it is also possible to select and use the raw materials so as to obtain the most advantageous acrylic acid production cost.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 shows an example of the relationship between a first reactor and a second reactor.
