WO2004024666A1 - Procede de fabrication d'acide acrylique a partir de propane, en presence d'oxygene moleculaire - Google Patents

Procede de fabrication d'acide acrylique a partir de propane, en presence d'oxygene moleculaire Download PDF

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WO2004024666A1
WO2004024666A1 PCT/FR2003/002674 FR0302674W WO2004024666A1 WO 2004024666 A1 WO2004024666 A1 WO 2004024666A1 FR 0302674 W FR0302674 W FR 0302674W WO 2004024666 A1 WO2004024666 A1 WO 2004024666A1
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catalyst
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propane
reactor
oxygen
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PCT/FR2003/002674
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Jean-Luc Dubois
Fabienne Desdevises
Stéphanie SERREAU
Damien Vitry
Wataru Ueda
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Arkema
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    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
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Definitions

  • the present invention relates to the production of acrylic acid from propane in the presence of molecular oxygen. It is known from European patent application No. EP-A-608838 to prepare an unsaturated carboxylic acid from an alkane according to a catalytic oxidation reaction in the vapor phase in the presence of a catalyst containing a metal oxide mixed comprising essential components, Mo, V, Te, O, as well as at least one element chosen from the group consisting of niobium, tantalum, tungsten, titanium, aluminum, zirconium, chromium, manganese, iron, ruthenium, cobalt, rhodium, nickel, palladium, platinum, antimony, bismuth, boron, indium and cerium, these elements being present in very precise proportions.
  • EP-A-895809 describes catalysts based on oxides comprising molybdenum, vanadium, niobium, oxygen, tellurium and / or antimony, as well as '' at least one other element such as iron or aluminum. These catalysts can be used for the conversion of propane to acrylic acid, in the presence of molecular oxygen, as illustrated in Examples 9 and 10.
  • Example 9 describes the oxidation of propane using a catalyst of formula M ⁇ No ) 33 Nbo, nTeo ) 22 O n from a gas stream composed of propane, oxygen and helium and a stream of water vapor, according to a propane / oxygen / molar ratio helium / water vapor of about 1 / 3.2 / 12.1 / 14.3.
  • a propane / oxygen / molar ratio helium / water vapor of about 1 / 3.2 / 12.1 / 14.3.
  • the object of the invention is to propose a process for producing acrylic acid from propane, in the presence of molecular oxygen, which makes it possible to obtain a higher conversion of propane while retaining a high selectivity in acrylic acid.
  • this object can be achieved by passing a gaseous mixture of propane, oxygen and water vapor, and where appropriate, an inert gas, over a particular catalyst, under conditions such as oxygen from the gas mixture is in sub-stoichiometric proportion relative to the propane introduced, which presumably allows the catalyst to act as a redox system and to supply the missing oxygen so that the reaction proceeds satisfactorily.
  • a is between 0.006 and 1, limits included;
  • - b is between 0.006 and 1, limits included;
  • - x is the quantity of oxygen linked to the other elements and depends on their oxidation states, to oxidize propane to acrylic acid, this process being characterized in that the propane / molecular oxygen molar ratio in the starting gas mixture is greater than or equal to 0.5.
  • Such a process makes it possible to simultaneously obtain a selectivity for acrylic acid of nearly 60%> and a high conversion of propane.
  • it can be easily implemented in a fluidized bed or in a transported bed and the injection of the reagents can be carried out at different points of the reactor, so that one is outside the flammability zone while having a high propane concentration and, consequently, a high catalyst productivity.
  • the method according to the invention comprises the following stages: a) the starting gas mixture is introduced into a first reactor with a transported catalyst bed, b) at the outlet of the first reactor, the catalyst gas; c) the catalyst is sent to a regenerator; d) the gases are introduced into a second reactor with a transported catalyst bed; e) at the outlet of the second reactor, the gases are separated from the catalyst and the acrylic acid contained in the separated gases is recovered; f) the catalyst is returned to the regenerator; and g) reintroduced regenerated catalyst from the regenerator into the first and second reactors.
  • the reactor or reactors are further provided with a cocatalyst. The above steps can be carried out analogously using a catalyst and a co-catalyst.
  • the process comprises repeating, in a reactor provided with the catalyst of formula (I) and, where appropriate, a co-catalyst, the cycle comprising the following successive steps:
  • the cycle comprises an additional step which precedes or follows step 1) and during which a gas mixture is injected corresponding to that of step 1) but without the molecular oxygen, the molar ratio of propane / molecular oxygen then being calculated overall for step 1) and this additional step.
  • the additional step precedes step 1) in the cycle.
  • the conversion of propane to acrylic acid by means of the catalyst is carried out by oxidation, probably according to the reactions competitors (1) and (2) below:
  • the propane / water volume ratio in the starting gas mixture is not critical and can vary within wide limits.
  • the proportion of inert gas which can be helium, krypton, a mixture of these two gases, or nitrogen, carbon dioxide, etc., is also not critical and may also vary within wide limits.
  • reactions (1) and (2) are carried out at a temperature of 200 to 500 ° C, preferably 250 to 450 ° C, more preferably still, 350 to 400 ° C.
  • the pressure in the reactor (s) is generally from 1.01.1O 4 to 1.01.10 6 Pa (0.1 to 10 atmospheres), preferably from 5.05.10 4 to 5.05.10 5 Pa (0, 5-5 atmospheres).
  • the residence time in the reactor, or if there are several, in each reactor, is generally from 0.01 to 90 seconds, preferably from 0.1 to 30 seconds.
  • the catalyst corresponds to formula (I):
  • - x is the quantity of oxygen linked to the other elements and depends on their oxidation states.
  • - a is between 0.09 and 0.8, limits included
  • - b is between 0.04 and 0.6, limits included;
  • the oxides of the different metals used in the composition of the catalyst of formula (I) can be used as raw materials in the preparation of this catalyst, but the raw materials are not limited to oxides; as other raw materials, there may be mentioned:
  • molybdenum in the case of molybdenum, ammonium molybdate, ammonium paramolybdate, ammonium hepta-molybdate, molybdic acid, halides or oxyhalides of molybdenum such as MoCl 5 , organometallic compounds of molybdenum molybdenum alkoxides such as Mo (OC 2 H 5 ), acetylacetone molybdenyl; in the case of vanadium, ammonium metavanadate, vanadium halides or oxyhalides such as VCl 4j VC1 5 or VOCl 3 , organometallic compounds of vanadium such as vanadium alkoxides such as VO (OC 2 H 5 ); - in the case of tellurium, tellurium, telluric acid, TeO 2 ;
  • Nb (On-Bu) 5 Nb (On-Bu) 5 ; and, in general, all the compounds capable of forming an oxide by calcination, namely, the metal salts of organic acids, the metal salts of mineral acids, complex metal compounds, etc.
  • the source of silicon generally consists of colloidal silica and / or polysilicic acid.
  • the catalyst of formula (I) can be prepared by mixing, with stirring, aqueous solutions of niobic acid, ammonium heptamolybdate, ammonium metavanadate, telluric acid, by adding preferably colloidal silica, then precalcining in air between 280 and 340 ° C, preferably at about 320 ° C, and calcining under nitrogen at about 600 ° C.
  • a is between 0.09 and 0.8, limits included;
  • - b is between 0.04 and 0.6, limits included;
  • the catalyst of formula (I) can be prepared by implementing a process in which:
  • a niobium solution is prepared by mixing oxalic acid and niobic acid, then optionally separation in order to recover the solute; 2) a solution of molybdenum, vanadium and tellurium is prepared;
  • step 1) can be carried out by centrifugation, decantation or filtration.
  • step 4) can be carried out in an oven in a thin layer, by atomization, by lyophilization, by zeodratation, by microwave, etc.
  • the precalcination can be carried out under air flow at 270-300 ° C or under static air at 320 ° C, in a fluidized bed, in a rotating tube, in a so-called aerated fixed bed, so that the catalyst grains are separated each other to prevent them from fusing during precalcination or possibly during calcination.
  • the calcination is preferably carried out under very pure nitrogen and at a temperature below 600 ° C., for example in a rotary kiln, in a fixed bed, in a fluidized bed and for a period which may be 2 hours.
  • the catalyst obtained at the end of the calcination can be ground to give smaller particles. If the grinding is carried out until a powder consisting of particles of the size of a micron is obtained, the powder can subsequently be reshaped using a binder such as for example silica in the form of polysilicic acid, the suspension then being dried again, for example by atomization. According to a particularly preferred embodiment, the precalcination is carried out
  • the precalcination is carried out at approximately 320 ° C. under a zero air flow.
  • reaction (3) the catalyst undergoes a reduction and a progressive loss of its activity. This is why, once the catalyst has at least partially gone to the reduced state, its regeneration is carried out according to reaction (3):
  • 1 / 1-10 / 0-10 Preferably, they are 1 / 1-5 / 0-5.
  • the process is generally carried out until the reduction rate of the catalyst is between 0.1 and 10 g of oxygen per kg of catalyst.
  • This reduction rate can be monitored during the reaction by the quantity of products obtained. The equivalent amount of oxygen is then calculated. It can also be followed by the exothermicity of the reaction. We can also follow the reduction rate by the amount of oxygen consumed in the regenerator. After the regeneration, which can be carried out under conditions of temperature and pressure identical to, or different from those of reactions (1) and (2), the catalyst regains initial activity and can be reintroduced into the reactors.
  • Reactions (1) and (2) and regeneration (3) can be carried out in a conventional reactor, such as a fixed bed reactor, a fluidized bed reactor or a transported bed reactor.
  • the reactions (1) and (2) and the regeneration (3) are carried out in a reactor with a transported catalyst bed, in particular in a vertical reactor, the catalyst then preferably moving from the bottom to the top. It is possible to use an operating mode with a single gas passage or with gas recycling.
  • the propylene produced and / or the unreacted propane are recycled (or returned) at the inlet of the reactor, that is to say that they are reintroduced at the inlet of the reactor, in mixture or in parallel with the starting mixture of propane, water vapor and, where appropriate, inert gas (ies).
  • the method according to the invention is implemented in an apparatus such as that shown in the appended figure.
  • the starting gas mixture comprising propane, molecular oxygen, water vapor, as well as, if necessary, an inert gas, is introduced into a first reactor (Riser 1) containing the transportable catalyst bed.
  • the catalyst is sent to a regenerator.
  • the gases are introduced into a second reactor (Riser 2) also containing a transportable catalyst bed.
  • the effluents are separated into gases and the catalyst transported.
  • the catalyst is sent to a regenerator.
  • the gases are treated in a known manner, generally by absorption and purification, with a view to recovering the acrylic acid produced.
  • the regenerated catalyst is reintroduced into the first reactor as well as into the second reactor.
  • the single regenerator can be replaced by two or more regenerators.
  • the first and second reactors are vertical and the catalyst is transported upward by the flow of gases.
  • a mode of operation with a single gas passage or with recycling of the products leaving the second reactor can be used.
  • the propylene produced and / or the unreacted propane are recycled (or returned) at the inlet of the first reactor, this is that is to say, they are reintroduced at the inlet of the first reactor, as a mixture or in parallel with the starting mixture of propane, oxygen, water vapor and, where appropriate, inert gas (ies).
  • the gas mixture also passes over a cocatalyst.
  • the reactor or, if there are several, at least one of the reactors, comprises a cocatalyst having the following formula (II):
  • - I is between 0 and 1, limits included; - k 'is between 0 and 1, limits included; l is between 0 and 1, limits included; m 'is between 0 and 1, limits included; and n 'is between 0 and 1, limits included.
  • Such a co-catalyst can be prepared in the same way as the catalyst of formula (I).
  • the oxides of the various metals used in the composition of the cocatalyst of formula (II) can be used as raw materials in the preparation of this cocatalyst, but the raw materials are not limited to oxides; as other raw materials, mention may be made in the case of nickel, cobalt, bismuth, iron or potassium, the corresponding nitrates.
  • the co-catalyst is present in the form of a transportable bed and preferably, it is regenerated and if necessary circulates in the same way as the catalyst.
  • - d is between 0.1 and 0.6, limits included; e 'is between 0.006 and 0.01, limits included. - f is between 0 and 0.4, limits included; g 'is between 0 and 0.4, limits included;
  • - I is between 0 and 0.4, limits included;
  • - k ' is between 0 and 0.4, limits included;
  • the mass ratio of the catalyst to the co-catalyst is generally greater than 0.5 and preferably at least 1.
  • the cocatalyst is present in the two reactors.
  • the catalyst and the cocatalyst are in the form of solid catalytic compositions.
  • They can each be in the form of grains generally from 20 to 300 ⁇ m in diameter, the grains of catalyst and of cocatalyst being generally mixed before the implementation of the method according to the invention.
  • the catalyst and the cocatalyst can also be in the form of a solid catalytic composition composed of grains, each of which comprises both the catalyst and the cocatalyst.
  • x is the quantity of oxygen bound to the other elements and depends on their oxidation states. Conversions, selectivities and yields are defined as follows: Number of moles of propane reacted
  • the conversion ratio is the mass of catalyst (in kg) necessary to convert 1 kg of propane.
  • Formula catalyst preparation a Preparation of a niobium solution 640 g of distilled water are introduced into a 5 l beaker, followed by 51.2 g of niobic acid (ie 0.304 moles of niobium). 103.2 g (0.816 mole) of oxalic acid dihydrate are then added.
  • the oxalic acid / niobium molar ratio is therefore 2.69.
  • the solution obtained above is heated at 60 ° C for 2 hours, covering to avoid evaporation and stirring. A white suspension is thus obtained which is allowed to cool with stirring to 30 ° C, which lasts for about 2 hours.
  • the solution obtained above is heated at 60 ° C for 1 hour and 20 minutes, covering to avoid evaporation and stirring. We thus obtain a clear red solution which is allowed to cool with stirring to 30 ° C, which lasts for about 2 hours.
  • Ludox AS40 silica containing 40% by weight of silica, supplied by the company Dupont
  • the latter retains its clarity and red coloration.
  • the niobium solution prepared above is then added. A fluorescent orange gel is thus obtained after a few minutes of stirring. This solution is then spray dried.
  • the atomizer used is a laboratory atomizer (ATSELAB from the company Sodeva). The atomization takes place under a nitrogen atmosphere.
  • the operating parameters are globally:
  • the recovered product (355.2 g), which has a particle size less than 40 microns, is then placed in the oven at 130 ° C. overnight, in a teflon-coated tray. 331 g of dry product are thus obtained.
  • the precalcinations and calcinations were carried out under air and nitrogen flow in steel capacities. These capacities are directly installed in muffle furnaces and the air supply is through the chimney. An internal thermowell allows proper temperature control. The cover is useful to avoid a return of air to the catalyst.
  • the 331 g of the precursor obtained previously is precalcined for 4 hours at 300 ° C. under an air flow of 47.9 ml / min / g of precursor.
  • the solid obtained is then calcined for 2 hours at 600 ° C. under a nitrogen flow of 12.8 ml / min / g of solid.
  • the desired catalyst is thus obtained.
  • laboratory simulations were carried out in a laboratory fixed bed reactor, generating propane pulses and oxygen pulses.
  • the bottom is loaded up into a vertical reactor of cylindrical shape and in pyrex:
  • the reactor is then heated to 250 ° C and the evaporator to 200 ° C.
  • the electric priming of the water pump is activated.
  • the water pump is activated and the temperature of the reactor is raised to the desired test temperature, that is to say 400 ° C.
  • the reactor hot spot is then allowed to stabilize for 30 minutes.
  • oxygen is introduced in 10 pulses of 23 seconds each to oxidize the catalyst well.
  • the catalyst is considered to be completely oxidized when the temperature of the hot spot has stabilized, that is to say when there is no longer any exotherm due to the reaction (by following the temperature of the catalyst measured by means of 'a therm ' ocouple placed in the catalytic bed, we can see the temperature fluctuations as a function of the pulses).
  • the pressure at the inlet of the reactor was approximately 1.1 to 1.8 bar (absolute) and the pressure drop across the reactor was approximately 0.1 to 0.8 bar (relative).
  • the production of acrylic acid was measured using a redox balance.
  • a redox assessment is made up of 40 redox cycles.
  • a redox cycle represents:
  • Each small washing bottle (25 ml of capacity and filled with 20 ml of water) is equipped with a gas pocket, and when the bottle is connected to the outlet of the reactor (as soon as the liquid bubbles) , the pocket is opened and the stopwatch is started.
  • the gases are analyzed during the balance on a micro-GC Chrompack chromatograph.
  • An acidity test is carried out on each bottle during handling, to determine the exact number of moles of acid produced and to validate the chromatographic analyzes.
  • the procedure was as in test A, except that the redox balance was composed of the following 40 redox cycles: • 10 cycles of: - 30 seconds of propane + 5 seconds of oxygen (the oxygen being injected at the start of the propane pulse), with Propane / O / He-Kr / HO proportions of 30/30/45/45, with a helium-krypton flux of 4.292 Nl / h;
  • a catalyst was prepared in the following manner. 5.35 g of ammonium paramolybdate and 0.80 g of tellurium dioxide (TeO 2 ) are successively added to 20 ml of water, with stirring. Separately, a solution containing 15 mmol of vanadium is prepared by dissolving 3.94 g of hydrated vanadyl sulphate in 20 ml of distilled water. The two solutions are then mixed slowly and stirred for 10 minutes before being introduced into a 70 ml autoclave coated with Teflon®. Nitrogen is then bubbled for 5 minutes so that it replaces the air present in the autoclave, before closing the latter. The autoclave is then placed at 175 ° C for 72 hours.
  • the autoclave is cooled by water under the tap for 10 minutes.
  • the black solid obtained in the autoclave is separated from the solution by filtration, washed thoroughly with distilled water and dried for 12 hours at 80 ° C.
  • the precursor thus obtained is then pre-calcined in air at 280 ° C for 2 hours.
  • the solid obtained is calcined under a stream of nitrogen (25 ml / h / g) at 600 C for 2 hours. Catalyst 3 is thus obtained.
  • catalyst 3 500 mg are vigorously ground and poured into a Pyrex® reactor.
  • the propane selective oxidation reaction is carried out at atmospheric pressure, in a conventional flow reactor.
  • the mixture Propane / Oxygen / Nitrogen / Water vapor reaction gas (6.5% / 10%> / 38> / 45%) is introduced into the reactor while maintaining a contact time of 2.1 s.
  • the catalyst is tested at 320 and 360 ° C. The results are collated in Tables 2 and 3.
  • Example 4 A catalyst was prepared as follows.
  • a catalyst was prepared in the following manner. 5.35 g of ammonium paramolybdate and 1.16 g of telluric acid are added successively, with stirring, to 20 ml of water heated to 80 ° C. Separately, a solution containing 9 mmol of vanadium is prepared by dissolving 2.37 g of hydrated vanadyl sulphate in 10 ml of distilled water heated to 80 ° C. A third solution containing 3.6 mmol of niobium is prepared simultaneously by dissolving, with stirring, 2.33 g of hydrated niobium oxalate in 10 ml of distilled water heated to 80 ° C. The second solution is added to the first and the mixture is stirred for 5 minutes.
  • a catalyst was prepared in the following manner.
  • the autoclave is then placed at 175 ° C for 24 hours.
  • the autoclave is cooled by water under the tap for 10 minutes.
  • the black-blue solid obtained in the autoclave is separated from the solution by filtration, washed thoroughly with distilled water and dried for 12 hours at 80 ° C.
  • the precursor thus obtained is then calcined under a stream of nitrogen (25 ml / h / g) to
  • tellurium could be introduced into this preparation.
  • Example no Composition of the solution Preparation method (without oxygen)
  • test effluents are collected for 4 hours in an ice trap. 2 analyzes by chromatography coupled to a mass spectrometer are carried out per sample.
  • the propionic acid / acrylic acid molar ratios are thus calculated for each sample, for reaction temperatures of 320 ° C. and 360 ° C.
  • the average of the two analyzes carried out per sample is reported in Table 4 below.
  • Example 7 In an example, the catalyst prepared in Example 1 was again tested.
  • This catalyst has a particle size less than 40 ⁇ m.
  • a reactor was then loaded as indicated in example 2 a) and operated according to the procedure indicated in example 2 b).
  • the duration of oxygen injection in the propane pulse is varied by maintaining constant propane and oxygen pressures.
  • Oxygen is injected at the end of the propane pulse to see if there is an influence on the catalytic performance compared to an injection at the start of the pulse.
  • propane is also oxidized at 400 ° C.
  • the solution is milky. As the heating and stirring progresses, the solution becomes less and less cloudy. Allow to cool to about 30 ° C in ambient air while maintaining agitation. To improve clarity, the solution is centrifuged at 6200 rpm for 12 minutes. A white deposit of niobic acid is then observed.
  • the orange gel is poured into a teflon-coated plate and then placed in an oven at 130 ° C overnight. We then obtain a coarse powder of brown / black color which does not adhere to the tray.
  • the mass of precursor obtained is 122.6 g. According to the quantities initially introduced, the precursor has the formula MoNo ) 33 Te 0; 22 Nb 0; ⁇ If 0 , 95 (Oxalate) o, 33 (NH 4 ) ⁇ > ⁇ 9 O x .
  • Table 7 presents the quantities of reagents introduced for the preparation of the other 3 precursors P2, P3 and P4. The same manipulations as above were carried out and the same changes in color and appearance were observed for all these experiments.
  • This experiment aims to determine the quantity of niobic acid which did not dissolve during the preparation of the niobium oxalate solution.
  • the white deposit formed during centrifugation was removed. This deposit has a mass of 0.5 g. It is placed in a ceramic crucible. After evaporation in ambient air, the deposit weighs 0.4 g. The deposit is then subjected to a temperature rise of 3 ° C / min, from 20 to 600 ° C and left at 600 ° C for one hour.
  • a precalcination of the precursors is then carried out in air.
  • the purpose of this step is, inter alia, to remove the ammonia provided by ammonium heptamolybdate and ammonium metavanadate.
  • 30 g of precursor are placed inside steel buckets and between two pads of silica wool.
  • Table 8 presents a summary of the precalcination and calcination conditions carried out on the various precursors.
  • the bottom is loaded up into a vertical reactor of cylindrical shape and in pyrex:
  • Procedure The reactor is heated to 250 ° C and the vaporizer to 200 ° C. The electric priming of the water pump is activated. The He-Kr flow rate is set to its nominal value of 4.25 Nl / h.
  • the water pump is activated. As soon as water is present at the outlet of the reactor, the propane and oxygen flowmeters are activated. The temperature of the reactor is raised to the desired temperature and it is waited 30 minutes for the hot spot to be stabilized.
  • thermocouple is placed in the catalytic bed, we can read the temperature of the hot spot.
  • Liquid effluents are analyzed on an HP 6890 chromatograph, after performing a specific calibration.
  • the gases are analyzed online during the balance on a micro-chromatograph
  • Catalysts A1 to A4, B1 to B4, Cl to C4 and Dl to D4 were tested at 3 different temperatures: 380, 390 and 400 ° C.
  • Table 10 groups the carbon selectivities.
  • the conversion into propane is greater than 15%> for the precalcined catalysts at 273 ° C at flow rates of 10, 30 and 50 ml / min / g of catalyst, at 300 ° C and 320 ° C at low flow rates and at 350 ° C under zero flow. It is also for these values that the highest acrylic acid yields (greater than 10%) and the highest selectivities and the highest acidities (greater than 3000 ppm) are obtained.
  • TTG TGT 2
  • the reaction temperature can be increased to improve the conversion to oxygen. However, it is preferable to avoid the oxygen conversion exceeding 80%.
  • a catalyst E was prepared of formula: MoNo , 33 Teo , 23 Nbo, ⁇ Si ⁇ O x having as precursor: MoNo > 33 Teo ) 23 Nbo, 1 ⁇ Si 1 (Oxalate) o, 33 (NH 4 ) ⁇ ; ⁇ 9 O x in the manner indicated in Example 8 by carrying out a precalcination 319 ° C, under static air. The drying preceding the precalcination, however, was not carried out in an oven but under a flow of microwaves.

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Abstract

L'invention concerne la production d'acide acrylique à partir de propane en présence d'oxygène moléculaire. Selon ce procédé, on fait passer un mélange gazeux comprenant du propane, de l'oxygène moléculaire, de la vapeur d'eau, ainsi que, le cas échéant, un gaz inerte, sur un catalyseur de formule (I): Mo1VaTebNbcSidOx pour oxyder le propane en acide acrylique, le rapport molaire propane/oxygène moléculaire dans le mélange gazeux de départ étant supérieur ou égal à 0.5.

Description

PROCEDE DE FABRICATION D'ACIDE ACRYLIQUE A PARTIR DE PROPANE, EN PRESENCE D'OXYGENE MOLECULAIRE
La présente invention concerne la production d'acide acrylique à partir de propane en présence d'oxygène moléculaire. II est connu d'après la demande de brevet européen n°EP-A-608838 de préparer un acide carboxylique insaturé à partir d'un alcane selon une réaction d'oxydation catalytique en phase vapeur en présence d'un catalyseur contenant un oxyde métallique mixte comprenant comme composants essentiels, Mo, V, Te, O, ainsi qu'au moins un élément choisi dans le groupe constitué par le niobium, le tantale, le tungstène, le titane, l'aluminium, le zirconium, le chrome, le manganèse, le fer, le ruthénium, le cobalt, le rhodium, le nickel, le palladium, le platine, l'antimoine, le bismuth, le bore, l'indium et le cérium, ces éléments étant présents dans des proportions bien précises. La réaction peut être mise en œuvre à partir d'un mélange gazeux composé de l'alcane, d'oxygène, d'un gaz inerte et de vapeur d'eau répondant aux proportions molaires suivantes : alcane/oxygène/gaz inerte/vapeur d'eau = 1/0,1-10/0-20/0,2-70 et de préférence 1/1- 5/0-10/5-40.
Par ailleurs, la demande de brevet européen n° EP-A-895809 décrit des catalyseurs à base d'oxydes comprenant du molybdène, du vanadium, du niobium, de l'oxygène, du tellure et/ou de l'antimoine, ainsi qu'au moins un autre élément tel que le fer ou l'aluminium. Ces catalyseurs peuvent être utilisés pour la conversion du propane en acide acrylique, en présence d'oxygène moléculaire, comme l'illustrent les exemples 9 et 10. L'exemple 9, en particulier, décrit l'oxydation du propane au moyen d'un catalyseur de formule MθιNo)33Nbo,nTeo)22On à partir d'un courant gazeux composé de propane, d'oxygène et d'hélium et d'un courant de vapeur d'eau, selon un rapport molaire propane/oxygène/ hélium/vapeur d'eau d'environ 1/3,2/ 12,1/14,3. Dans un tel courant gazeux, le flux de gaz réactif est très peu concentré en propane. Il s'ensuit que le recyclage du propane non converti est beaucoup plus difficile car ce propane non converti est trop dilué dans le flux réactionnel. L'invention a pour but de proposer un procédé de production d'acide acrylique à partir de propane, en présence d'oxygène moléculaire, qui permette d'obtenir une conversion du propane plus élevée tout en conservant une bom e sélectivité en acide acrylique.
Les inventeurs ont découvert que l'on peut atteindre ce but en faisant passer un mélange gazeux de propane, d'oxygène et de vapeur d'eau, et le cas échéant, d'un gaz inerte, sur un catalyseur particulier, dans des conditions telles que l'oxygène du mélange gazeux soit en proportion sous-stœchiométrique par rapport au propane introduit, ce qui permet vraisemblablement au catalyseur d'agir comme un système rédox et de fournir l'oxygène manquant pour que la réaction s'effectue de manière satisfaisante. Les avantages de cette nouvelle manière de procéder sont donc les suivants : la limitation de la suroxydation des produits formés qui a lieu en présence d'une quantité trop importante d'oxygène moléculaire ; selon la présente invention, du fait que l'on opère en sous-stœchiométrie, la formation de COχ (monoxyde de carbone et dioxyde de carbone), produits de dégradation, est réduite, ce qui permet d'augmenter la sélectivité en acide acrylique ; la sélectivité en acide acrylique se maintient à un bon niveau ; la conversion est augmentée sans perte de sélectivité ; le catalyseur ne subit qu'une faible réduction et donc une faible perte de son activité ; il est facilement régénérable par chauffage en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène après une certaine période d'utilisation ; après la régénération, le catalyseur retrouve son maximum d'activité et peut être utilisé dans un nouveau cycle de réaction ; en outre, on peut prévoir la séparation des étapes de réduction du catalyseur et de régénération de celui-ci, ce qui permet d'augmenter la pression partielle en propane, une telle pression partielle d'alimentation en propane étant peu limitée par l'existence d'une zone explosive créée par le mélange propane + oxygène, car ce dernier est présent sous forme moléculaire en proportions sous-stœchiométriques ; - par ailleurs, ce procédé permet de réduire la formation de produits issus de l'hydratation, en particulier, l'acide propionique, l'acétone et l'acide acétique. La présente invention a donc pour objet un procédé de fabrication de l'acide acrylique à partir de propane, dans lequel on fait passer un mélange gazeux comprenant du propane, de l'oxygène moléculaire, de la vapeur d'eau, ainsi que, le cas échéant, un gaz inerte, sur un catalyseur de formule (I) :
MojNaTebNbcSidOx (I)
dans laquelle : a est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; - b est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ;
- c est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; - d est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; et
- x est la quantité d'oxygène lié aux autres éléments et dépend de leurs états d'oxydation, pour oxyder le propane en acide acrylique, ce procédé se caractérisant en ce que le rapport molaire propane/oxygène moléculaire dans le mélange gazeux de départ est supérieur ou égal à 0,5.
Un tel procédé permet d'obtenir simultanément une sélectivité en acide acrylique de près de 60%> et une conversion du propane élevée. En outre, il peut être aisément mis en œuvre en lit fluidisé ou en lit transporté et l'injection des réactifs peut être effectuée en différents points du réacteur, de sorte qu'on se trouve en dehors de la zone d'inflammabilité tout en ayant une concentration en propane élevée et, par conséquent, une productivité du catalyseur élevée.
Selon un mode de réalisation particulièrement avantageux, le procédé selon l'invention comprend les étapes suivantes : a) on introduit le mélange gazeux de départ dans un premier réacteur à lit de catalyseur transporté, b) à la sortie du premier réacteur, on sépare les gaz du catalyseur ; c) on envoie le catalyseur dans un régénérateur ; d) on introduit les gaz dans un second réacteur à lit de catalyseur transporté ; e) à la sortie du second réacteur, on sépare les gaz du catalyseur et on récupère l'acide acrylique contenu dans les gaz séparés ; f) on renvoie le catalyseur dans le régénérateur ; et g) on réintroduit du catalyseur régénéré provenant du régénérateur dans les premier et second réacteurs. Selon un autre mode de réalisation avantageux de l'invention, le ou les réacteurs sont en outre pourvus d'un co-catalyseur. Les étapes ci-dessus peuvent être mises en œuvre de manière analogue en employant un catalyseur et un co-catalyseur.
Selon un autre mode de réalisation avantageux de l'invention, le procédé comprend la répétition, dans un réacteur pourvu du catalyseur de formule (I) et, le cas échéant, d'un co-catalyseur, du cycle comprenant les étapes successives suivantes :
1) une étape d'injection du mélange gazeux tel que précédemment défini ;
2) une étape d'injection de vapeur d'eau et, le cas échéant de gaz inerte ;
3) une étape d'injection d'un mélange d'oxygène moléculaire, de vapeur d'eau et, le cas échéant, de gaz inerte ; et
4) une étape d'injection de vapeur d'eau et, le cas échéant de gaz inerte.
Selon un perfectionnement du mode de réalisation avantageux qui vient d'être décrit, le cycle comprend une étape supplémentaire qui précède ou suit l'étape 1) et au cours de laquelle on injecte un mélange gazeux correspondant à celui de l'étape 1) mais sans l'oxygène moléculaire, le rapport molaire propane/oxygène moléculaire étant alors calculé globalement pour l'étape 1) et cette étape supplémentaire.
Selon un mode de réalisation avantageux du perfectionnement qui vient d'être présenté, l'étape supplémentaire précède l'étape 1) dans le cycle.
D'autres caractéristiques et avantages de l'invention vont maintenant être décrits en détail dans l'exposé qui suit et qui est donné en référence à la figure unique annexée qui représente schématiquement un appareillage apte à la mise en œuvre d'un mode de réalisation avantageux du procédé selon l'invention.
EXPOSE DETAILLE DE L'INVENTION
Selon l'invention, grâce au fait que le rapport molaire propane/oxygène moléculaire dans le mélange gazeux de départ est supérieur à 0,5, la conversion du propane en acide acrylique au moyen du catalyseur s'effectue par oxydation, vraisemblablement selon les réactions concurrentes (1) et (2) suivantes :
- la réaction catalytique classique (1) :
CH3-CH2-CH3 + 2O2 -» CH2=CH-COOH + 2H2O (1)
- et la réaction rédox (2) :
SOLLDEoxydé + CH3-CH2-CH3 -» SOLLOEréduit + CH2=CH-COOH (2)
Le rapport en volume propane/vapeur d'eau dans le mélange gazeux de départ n'est pas critique et peut varier dans de larges limites.
De même, la proportion de gaz inerte, qui peut être de l'hélium, du krypton, un mélange de ces deux gaz, ou bien de l'azote, du dioxyde de carbone, etc., n'est pas non plus critique et peut aussi varier dans de larges limites. Les proportions des constituants du mélange gazeux de départ sont généralement les suivantes (en rapports molaires) : propane/oxygène/inerte(He-Kr)/H O (vapeur) = 1/0,05-2/1-10/1-10
De préférence, elles sont de 1/0,1-1/1-5/1-5. Plus préférentiellement encore, elles sont de 1/0,167-0,667/2-5/2-5. On peut encore citer comme proportions particulièrement intéressantes les suivantes : 1/0,2-0,4/4-5/4-5. Généralement, les réactions (1) et (2) sont conduites à une température de 200 à 500°C, de préférence de 250 à 450 °C, plus preferentiellement encore, de 350 à 400°C.
La pression dans le (ou les) réacteur(s) est généralement de 1.01.1O4 à 1,01.106 Pa (0,1 à 10 atmosphères), de préférence de 5,05.104 à 5,05.105 Pa (0,5-5 atmosphères).
Le temps de séjour dans le réacteur, ou s'il y en a plusieurs, dans chaque réacteur, est généralement de 0,01 à 90 secondes, de préférence, de 0,1 à 30 secondes. Le catalyseur répond à la formule (I) :
MojVaTebNbcSidOx (I)
dans laquelle :
- a est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ;
- b est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; - c est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; d est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; et
- x est la quantité d'oxygène lié aux autres éléments et dépend de leurs états d'oxydation.
Avantageusement : - a est compris entre 0,09 et 0,8, bornes incluses ;
- b est compris entre 0,04 et 0,6, bornes incluses ;
- c est compris entre 0,01 et 0,4, bornes incluses ; et
- d est compris entre 0,4 et 1,6, bornes incluses.
Les oxydes des différents métaux entrant dans la composition du catalyseur de formule (I) peuvent être utilisés comme matières premières dans la préparation de ce catalyseur, mais les matières premières ne sont pas limitées aux oxydes ; comme autres matières premières, on peut citer :
- dans le cas du molybdène, le molybdate d'ammonium, le paramolybdate d'ammonium, l'hepta-molybdate d'ammonium, l'acide molybdique, les halogènures ou oxyhalogénures de molybdène tels que MoCl5, les composés organométalliques du molybdène comme les alkoxydes de molybdène tels que Mo(OC2H5) , le molybdényle d'acétylacétone ; dans le cas du vanadium, le métavanadate d'ammonium, les halogènures ou oxyhalogénures de vanadium tels que VCl4j VC15 ou VOCl3, les composés organométalliques du vanadium comme les alkoxydes de vanadium tels que VO(OC2H5) ; - dans le cas du tellure, le tellure, l'acide tellurique, TeO2 ;
- dans le cas du niobium, l'acide niobique, le tartrate de niobium, l'hydrogéno-oxalate de niobium, le niobiate dOxotrioxalato-ammonium {(NH4)3[NbO(C O4)3]#l,5H2O}, l'oxalate de niobium et d'ammonium, l'oxalate de niobium et de tartrate, les halogènures ou oxyhalogénures de nobium tels que NbCl3, NbCls et les composés organométalliques du niobium comme les alkoxydes de niobium tels que Nb(OC H5)5,
Nb(O-n-Bu)5 ; et, d'une manière générale, tous les composés susceptibles de former un oxyde par calcination, à savoir, les sels métalliques d'acides organique, les sels métalliques d'acides minéraux, les composés métalliques complexes, etc.
La source de silicium est généralement constituée de silice colloïdale et/ou d'acide polysilicique.
Conformément à des modes de réalisation particuliers, on peut préparer le catalyseur de formule (I) en mélangeant sous agitation des solutions aqueuses d'acide niobique, d'heptamolybdate d'ammonium, de métavanadate d'ammonium, d'acide tellurique, en ajoutant de préférence de la silice colloïdale, puis en précalcinant sous air entre 280 et 340°C, de préféérence à environ 320°C, et en calcinant sous azote à environ 600°C. De préférence, dans le catalyseur de formule (I) : a est compris entre 0,09 et 0,8, bornes incluses ;
- b est compris entre 0,04 et 0,6, bornes incluses ;
- c est compris entre 0,01 et 0,4, bornes incluses ; et
- d est compris entre 0,4 et 1,6, bornes incluses.
Procédé préféré de préparation du catalyseur de formule (I)
Le catalyseur de formule (I) peut être préparé en mettant en œuvre un procédé dans lequel :
1) on prépare une solution de niobium par mélange d'acide oxalique et d'acide niobique, puis éventuellement séparation en vue de récupérer le soluté ; 2) on prépare une solution de molybdène, de vanadium et de tellure ;
3) on coprécipite les deux solutions précédentes en ajoutant une solution de silice ;
4) on sèche le précipité, ce qui conduit à un précurseur ayant pour formule :
Moi VaTe NbcSid (Oxalate)e (NH4)y Ox. (F) dans laquelle a, b, c, d et x sont définis comme précédemment et e est compris entre 0,006 et 3,5, bornes incluses et y est compris entre 0,006 et 3,5, bornes incluses 5) on précalcine le précurseur ; puis
6) on calcine le précurseur.
La séparation de l'étape 1) peut être effectuée par centrifugation, décantation ou filtration. Le séchage de l'étape 4) peut être effectué en étuve en couche mince, par atomisation, par lyophilisation, par zéodratation, par micro-ondes, etc.
La précalcination peut être effectuée sous flux d'air à 270-300°C ou sous air statique à 320°C, en lit fluidisé, en tube tournant, en lit fixe dit aéré, de façon à ce que les grains de catalyseur soient séparés les uns des autres pour éviter qu'ils ne fusionnent lors de la précalcination ou éventuellement lors de la calcination.
La calcination est de préférence effectuée sous azote très pur et à une température inférieure à 600°C, par exemple en four tournant, en lit fixe, en lit fluidisé et pendant une durée qui peut être de 2 heures.
Le catalyseur obtenu au terme de la calcination peut être broyé pour donner des particules plus petites. Si le broyage est poussé jusqu'à l'obtention d'une poudre constituée de particules de la taille d'un micron environ, la poudre peut être remise ultérieurement en forme au moyen d'un liant tel que par exemple la silice sous forme d'acide polysilicique, la suspension étant alors à nouveau séchée, par exemple par atomisation. Selon un mode de réalisation particulièrement préféré, la précalcination est effectuée
- soit à une température d'environ 275°C sous un débit d'air d'au moins 10 ml/min/g de catalyseur ; soit à une température allant de 300 à 350°C sous un débit d'air inférieur à 10 ml/min/g de catalyseur.
Selon un mode de réalisation tout particulièrement préféré, la précalcination est effectuée à environ 320°C sous un débit d'air nul.
Régénération du catalyseur
Au cours de la réaction rédox (2), le catalyseur subit une réduction et une perte progressive de son activité. C'est pourquoi, une fois que le catalyseur est au moins partiellement passé à l'état réduit, on conduit sa régénération selon la réaction (3) :
SOLLDEréduit + O2 -» SOLLDEoXydé (3)
par chauffage en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène à une température de 250 à 500°C, pendant le temps nécessaire à la réoxydation du catalyseur. Les proportions des constituants du mélange gazeux de régénération sont généralement les suivantes (en rapports molaires) : oxygène/inerte(He-Kr)/H O (vapeur) =
1/1-10/0-10 De préférence, elles sont de 1/1-5/0-5.
Au lieu d'utiliser de l'oxygène seul, on peut utiliser de l'air (21%> de O2) sec. A la place ou en complément de la vapeur d'eau, on peut alors utiliser de l'air humide.
On met en général le procédé en œuvre jusqu'à ce que le taux de réduction du catalyseur soit compris entre 0,1 et 10 g d'oxygène par kg de catalyseur.
Ce taux de réduction peut être surveillé au cours de la réaction par la quantité de produits obtenus. On calcule alors la quantité d'oxygène équivalente. On peut aussi le suivre par l'exothermicité de la réaction. On peut aussi suivre le taux de réduction par la quantité d'oxygène consommé au régénérateur. Après la régénération, qui peut être effectuée dans des conditions de température et de pression identiques à, ou différentes de celles des réactions (1) et (2), le catalyseur retrouve une activité initiale et peut être réintroduit dans les réacteurs.
On peut conduire les réactions (1) et (2) et la régénération (3) dans un réacteur classique, tel qu'un réacteur à lit fixe, un réacteur à lit fluidisé ou un réacteur à lit transporté.
On peut donc conduire les réactions (1) et (2) et la régénération (3) dans un dispositif à deux étages, à savoir un réacteur et un régénérateur qui fonctionnent simultanément et dans lesquels alternent périodiquement deux charges de catalyseur. On peut également conduire les réactions (1) et (2) et la régénération (3) dans un même réacteur en alternant les périodes de réaction et de régénération.
De préférence, les réactions (1) et (2) et la régénération (3) sont effectuées dans un réacteur à lit de catalyseur transporté, en particulier dans un réacteur vertical, le catalyseur se déplaçant alors de préférence du bas vers le haut. On peut utiliser un mode de fonctionnement à un seul passage des gaz ou avec recyclage des gaz.
Selon un mode de réalisation préféré, le propylène produit et/ou le propane n'ayant pas réagi sont recyclés (ou renvoyés) à l'entrée du réacteur, c'est-à-dire qu'ils sont réintroduits à l'entrée du réacteur, en mélange ou parallèlement avec le mélange de départ de propane, de vapeur d'eau et le cas échéant de gaz inerte(s).
Utilisation d'un appareillage à deux réacteurs et un régénérateur Selon un mode de réalisation avantageux de l'invention, le procédé selon l'invention est mis en œuvre dans un appareillage tel que celui représenté sur la figure annexée.
Le mélange gazeux de départ comprenant du propane, de l'oxygène moléculaire, de la vapeur d'eau, ainsi que, le cas échéant, un gaz inerte, est introduit dans un premier réacteur (Riser 1) contenant le lit de catalyseur transportable.
Ensuite, à la sortie du premier réacteur, les effluents sont séparés en des gaz et le catalyseur transporté.
Le catalyseur est envoyé dans un régénérateur. Les gaz sont introduits dans un second réacteur (Riser 2) contenant également un lit de catalyseur transportable.
A la sortie du second réacteur, les effluents sont séparés en des gaz et le catalyseur transporté.
Le catalyseur est envoyé dans un régénérateur. Les gaz sont traités de façon connue, généralement par absorption et purification, en vue de la récupération de l'acide acrylique produit.
Le catalyseur régénéré est réintroduit dans le premier réacteur ainsi que dans le second réacteur.
Le procédé fonctionne ainsi de façon continue, la circulation du catalyseur entre les réacteurs et le régénérateur s'effectue de façon régulière et généralement continue.
Bien entendu, l'unique régénérateur peut être remplacé par deux ou plus régénérateurs.
En outre, il est possible d'ajouter à la suite du second réacteur d'autres réacteurs ayant eux aussi un catalyseur circulant entre chacun de ces réacteurs et le régénérateur ou d'autres régénérateurs.
De préférence, les premier et second réacteurs sont verticaux et le catalyseur est transporté vers le haut par le flux des gaz.
On peut utiliser un mode de fonctionnement à un seul passage des gaz ou avec recyclage des produits sortant du deuxième réacteur.
Selon un mode de réalisation préféré de l'invention, après traitement des gaz issus du deuxième réacteur, le propylène produit et/ou le propane n'ayant pas réagi sont recyclés (ou renvoyés) à l'entrée du premier réacteur, c'est-à-dire qu'ils sont réintroduits à l'entrée du premier réacteur, en mélange ou parallèlement avec le mélange de départ de propane, d'oxygène, de vapeur d'eau et le cas échéant de gaz inerte(s).
Utilisation d'un co-catalyseur Selon un autre mode de réalisation avantageux de l'invention, le mélange gazeux passe également sur un co-catalyseur.
Ceci a pour avantage de réduire la production d'acide propionique, qui est généralement un sous-produit de la réaction de conversion et qui pose des problèmes dans certaines applications de l'acide acrylique lorsqu'il est présent en trop grande quantité.
Ainsi, on réduit fortement le rapport acide propionique/acide acrylique en sortie de réacteur.
En outre, la formation d'acétone, qui est aussi un sous-produit de la fabrication d'acide acrylique à partir de propane, est diminuée.
A cet effet, le réacteur, ou, s'il y en a plusieurs, l'un au moins des réacteurs, comprend un co-catalyseur ayant la formule (II) suivante :
MθιBia.Feb'CocNid'Ke-SbfTig.Sih'Cai.Nbj'Tek.Pbι.Wrn'Cun. (II)
dans laquelle : - a' est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ;
- b' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; c' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; d' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; e' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; - f est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; g' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; h' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; i' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ;
- j' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; - k' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; l' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; m' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; et n' est compris entre 0 et 1, bornes incluses.
Un tel co-catalyseur peut être préparé de la même manière que le catalyseur de formule (I).
Les oxydes des différents métaux entrant dans la composition du co- catalyseur de formule (II) peuvent être utilisés comme matières premières dans la préparation de ce co-catalyseur, mais les matières premières ne sont pas limitées aux oxydes ; comme autres matières premières, on peut citer dans le cas du nickel, du cobalt, du bismuth, du fer ou du potassium, les nitrates correspondants. De manière générale, le co-catalyseur est présent sous forme de lit transportable et de préférence, il est régénéré et circule le cas échéant de la même manière que le catalyseur.
De préférence, dans le co-catalyseur de formule (II) : - a' est compris entre 0,01 et 0,4, bornes incluses ;
- b' est compris entre 0,2 et 1,6, bornes incluses ; c' est compris entre 0,3 et 1,6, bornes incluses ;
- d' est compris entre 0,1 et 0,6, bornes incluses ; e' est compris entre 0,006 et 0,01, bornes incluses. - f est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; g' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- h' est compris entre 0,01 et 1,6, bornes incluses ; i' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- j ' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; - k' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- l' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- m' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; et
- n' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses.
Le rapport massique du catalyseur au co-catalyseur est généralement supérieur à 0,5 et de préférence d'au moins 1.
Avantageusement, le co-catalyseur est présent dans les deux réacteurs. Le catalyseur et le co-catalyseur se présentent sous la forme de compositions solides catalytiques.
Ils peuvent être chacun sous la forme de grains généralement de 20 à 300 μm de diamètre, les grains de catalyseur et de co-catalyseur étant généralement mélangés avant la mise en œuvre du procédé selon l'invention.
Le catalyseur et le co-catalyseur peuvent aussi se présenter sous la forme d'une composition solide catalytique composée de grains dont chacun comprend à la fois le catalyseur et le co-catalyseur.
Exemples
Les exemples suivants illustrent la présente invention sans toutefois en limiter la portée.
Dans les formules indiquées dans l'exemple 1, x est la quantité d'oxygène lié aux autres éléments et dépend de leurs états d'oxydation. Les conversions, sélectivités et rendements sont définis comme suit : Nombre de moles de propane ayant réagi
Conversion (%) = x 100 du propane Nombre de moles de propane introduites
Nombre de moles d'acide acrylique formées
Sélectivité (%) ≈ x 100 en acide acrylique Nombre de moles de propane ayant réagi
Nombre de moles d'acide acrylique formées
Rendement (%) = x 100 en acide acrylique Nombre de moles de propane introduites
Les sélectivités et rendements relatifs aux autres composés sont calculées de manière similaire.
Le ratio conversion est la masse de catalyseur (en kg) nécessaire pour convertir 1 kg de propane.
Exemple 1
Préparation du catalyseur de formule
Figure imgf000013_0001
a Préparation d'une solution de niobium Dans un bêcher de 5 1, on introduit 640 g d'eau distillée puis 51,2 g d'acide niobique (soit 0,304 moles de niobium). On ajoute ensuite 103,2 g (0,816 mole) d'acide oxalique dihydraté.
Le rapport molaire acide oxalique/niobium est donc de 2,69. On chauffe la solution obtenue précédemment à 60°C pendant 2 heures, en couvrant pour éviter l'évaporation et en agitant. On obtient ainsi une suspension blanche que l'on laisse refroidir sous agitation jusqu'à 30°C , ce qui dure environ 2 heures.
b) Préparation d'une solution de Mo, V et Te
Dans un bêcher de 5 1, on introduit 2120 g d'eau distillée, 488 g d'heptamolybdate d'ammonium (soit 2,768 moles de molybdène), 106,4 g de métavanadate d'ammonium NH4VO (soit 0,912 mole de vanadium) et 139,2 g d'acide tellurique (fournisseur : FLUKA) (soit 0,608 mole de tellure).
On chauffe la solution obtenue précédemment à 60°C pendant 1 heure et 20 minutes, en couvrant pour éviter l'évaporation et en agitant. On obtient ainsi une solution limpide rouge que l'on laisse refroidir sous agitation jusqu'à 30°C, ce qui dure environ 2 heures.
c) Introduction de la silice
393,6 g de silice Ludox AS40 (contenant 40% en poids de silice, fournie par la société Dupont) sont introduits sous agitation dans la solution de Mo, V et Te préparée précédemment. Cette dernière conserve sa limpidité et sa coloration rouge.
On ajoute ensuite la solution de niobium préparée précédemment. On obtient ainsi un gel orange fluo au bout de quelques minutes d'agitation. On sèche alors par atomisation cette solution. L'atomiseur utilisé est un atomiseur de laboratoire (ATSELAB de la société Sodeva). L'atomisation se déroule sous atmosphère d'azote.
Les paramètres de marche sont globalement :
- débit d'azote de l'ordre de 45 Nm3/h ; débit de barbotine de l'ordre de 500 g/h ; - température d'entrée des gaz comprise entre 155°C et 170°C ;
- température de sortie des gaz comprise entre 92°C et 100°C.
On met ensuite le produit récupéré (355,2 g), qui présente une granulométrie inférieure à 40 microns à l'étove à 130°C pendant une nuit, dans un plateau téfloné. On obtient ainsi 331 g de produit sec.
d) Calcination
Les précalcinations et calcinations ont été faites sous flux d'air et d'azote dans des capacités en acier. Ces capacités sont directement installées dans des fours à moufles et l'alimentation en air se fait par la cheminée. Un puits thermométrique interne permet un juste contrôle de la température. Le couvercle est utile pour éviter un retour d'air vers le catalyseur.
Tout d'abord, on précalcine les 331 g du précurseur obtenu précédemment pendant 4 heures à 300°C sous flux d'air de 47,9 ml/min/g de précurseur.
Le solide obtenu est ensuite calciné pendant 2 heures à 600°C sous un flux d'azote de 12,8 ml/min/g de solide. On obtient ainsi le catalyseur souhaité.
Exemple 2 Tests du catalyseur a) Appareillage
Afin de simuler le procédé selon l'invention, on a effectué des simulations en laboratoire dans un réacteur en lit fixe de laboratoire, en générant des impulsions de propane et des impulsions d'oxygène. On charge, du bas vers le haut, dans un réacteur vertical de forme cylindrique et en pyrex :
- une première hauteur de 1 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,125 mm de diamètre, - une seconde hauteur de 1 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,062 mm de diamètre,
- une troisième hauteur de 5 g de catalyseur sous forme de particules de 0,02 à 1 mm dilué avec 10 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,062 mm de diamètre, - une quatrième hauteur de 1 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,062 mm de diamètre, une cinquième hauteur de 3 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,125 mm de diamètre et une sixième hauteur de carbure de silicium sous forme de particules de 1,19 mm de diamètre, de manière à remplir la totalité du réacteur.
b) Mode opératoire
Le réacteur est ensuite chauffé à 250°C et le vaporiseur à 200°C. L'amorçage électrique de la pompe à eau est activé.
Une fois que le réacteur et le vaporiseur ont atteint les températures indiquées ci-dessus, on active la pompe à eau et on fait monter la température du réacteur à la température de test voulue, c'est-à-dire 400°C.
On laisse ensuite le point chaud du réacteur se stabiliser pendant 30 minutes.
Puis, de l'oxygène est introduit en 10 impulsions de 23 secondes chacune pour bien oxyder le catalyseur. Le catalyseur est considéré comme totalement oxydé lorsque la température du point chaud s'est stabilisée, c'est-à-dire quand il n'y a plus d'exothermie due à la réaction (en suivant la température du catalyseur mesurée au moyen d'un therm'ocouple placé dans le lit catalytique, on peut voir les fluctuations de température en fonction des impulsions).
La pression à l'entrée du réacteur était d'environ 1,1 à 1,8 bar (absolu) et la perte de charge à travers le réacteur est d'environ 0,1 à 0,8 bar (relatif).
Test A
On a mesuré la production d'acide acrylique à l'aide d'un bilan rédox.
- Un bilan rédox est composé de 40 cycles rédox. Un cycle rédox représente :
10 cycles de : - 30 secondes de propane + 5 secondes d'oxygène (l'oxygène étant injecté dès le début de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He-Kr/H2O de 10/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h (NI = litre de gaz à 0°C et sous 760 mm Hg) ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr/H2O de 45 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et
- à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr H2O de 45 secondes ;
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 10 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 10/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr/H O de 45 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr H2O de 45 secondes ;
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 15 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 10/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr/H2O de 45 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 45 secondes ; et
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 20 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 10/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr H2O de 45 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O /He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 45 secondes.
Pendant le bilan, quatre prélèvements sont faits, chacun représentant 10 cycles. On effectue ainsi 4 prélèvements de gaz à l'aide de poches à gaz, chaque prélèvement représentant environ 10 cycles. (Les prélèvements de gaz sont effectués sur une durée correspondant à un multiple de la durée d'un cycle, pour pouvoir connaître la quantité théorique de propane injectée).
Chaque petit flacon laveur (de 25 ml de contenance et rempli de 20 ml d'eau) est équipé d'une poche à gaz, et lorsque l'on connecte le flacon à la sortie du réacteur (dès que le liquide fait des bulles), la poche est ouverte et le chronomètre est déclenché.
Pour vérifier l'état d'oxydation du catalyseur, une nouvelle série de 10 impulsions de 23 secondes d'oxygène est effectuée. Elle montre que l'état d'oxydation du solide a été maintenu pendant le bilan (pas d'exothermie). Les effluents liquides sont analysés sur un chromato graphe HP 6890, après avoir effectué un étalonnage spécifique.
Les gaz sont analysés pendant le bilan sur un chromatographe micro-GC Chrompack.
Un dosage de l'acidité est effectué sur chaque flacon en cours de manipulation, pour déterminer le nombre exact de moles d'acide produites et valider les analyses chromatographiques.
Test B
On a procédé comme dans le test A, sauf que le bilan rédox était composé des 40 cycles rédox suivants : « 10 cycles de :
30 secondes de propane + 5 secondes d'oxgène (l'oxygène étant injecté dès le début de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He-Kr/H2O de 20/15/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et
- à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
• 10 cycles de : - 30 secondes de propane + 10 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 20/15/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et
- à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 15 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 20/15/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; et • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 20 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 20/15/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2 He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes.
Test C
On a procédé comme dans le test A, sauf que le bilan rédox était composé des 40 cycles rédox suivants : • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 5 secondes d'oxgène (l'oxygène étant injecté dès le début de l'impulsion de propane), avec des proportions
Propane/O2/He-Kr/H2O de 20/20/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 10 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 20/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 15 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O /He-Kr/H2O de 20/6,7/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr/H O de 60 secondes ; une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H O de 60 secondes ; et
• 10 cycles de :
30 secondes de propane + 20 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 20/5/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur
He-Kr H2O de 60 secondes ; une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes. Test D
On a procédé comme dans le test A, sauf que le bilan rédox était composé des 40 cycles rédox suivants : • 10 cycles de : - 30 secondes de propane + 5 secondes d'oxygène (l'oxygène étant injecté dès le début de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O /He-Kr/H O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O /He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 10 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 30/15/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 15 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O2/He-Kr/H2O de 30/10/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ;
- une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ; et • 10 cycles de :
30 secondes de propane + 20 secondes d'oxygène, avec des proportions propane/O /He-Kr/H2O de 30/7,5/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,292 Nl/h ; - une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes ;
- une impulsion d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45 pendant 60 secondes et - à nouveau une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 secondes.
c) Résultats
Les résultats finals correspondent aux micro-bilans effectués sur les 4 flacons laveurs et les 4 poches à gaz. Dans les tests A et B, la quantité d'oxygène injectée était croissante quand on passait d'une série de 10 cycles à une autre, car la durée de l'impulsion d'oxygène croissait.
Dans les tests C et D, la quantité d'oxygène restait constante quand on passait d'une série de 10 cycles à une autre. En effet, bien que la durée de l'impulsion d'oxygène crût d'une série de 10 cycles à une autre, la proportion d'oxygène dans l'impulsion était ajustée (réduite) à chaque fois.
Les résultats sont regroupés dans les tableaux I et II suivants :
Figure imgf000022_0001
Figure imgf000022_0003
Figure imgf000022_0002
Figure imgf000023_0001
Figure imgf000023_0003
Figure imgf000023_0002
On peut tirer du Tableau I qui précède les observations suivantes :
- dans un même test A ou B, plus la quantité d'oxygène injectée est importante, plus la sélectivité en acide acrylique est élevée ;
- les tests C et D montrent qu'il vaut mieux avoir une forte pression partielle d'oxygène pendant peu de temps que la même quantité d'oxygène pendant plus de temps.
On peut tirer du Tableau II les observations suivantes : la quantité d'oxygène consommée, calculée sur la base des produits formés, évolue peu avec l'ajout d'oxgène moléculaire et la conversion change peu avec l'ajout d'oxygène moléculaire ; la quantité d'oxygène consommé (en μmole d'O atomique) est supérieure à la quantité ajoutée par l'impulsion ; ceci signifie que le catalyseur a été réduit dans tous les cas ; la conversion est la plus élevée dans le Test A ; - le ratio conversion le plus faible est obtenu lorsque la pression partielle de propane est la plus élevée.
Exemple 3 (comparatif)
On a préparé un catalyseur de la manière suivante. Dans 20 ml d'eau, on ajoute successivement, et sous agitation, 5,35 g de paramolybdate d'ammonium et 0,80 g de dioxyde de tellure (TeO2). Séparément, une solution contenant 15 mmoles de vanadium est préparée en dissolvant 3,94 g de sulfate de vanadyle hydraté dans 20 ml d'eau distillée. Les deux solutions sont ensuite mélangées lentement et agitées pendant 10 minutes avant d'être introduites dans un autoclave de 70 ml revêtu de Téflon®. On fait ensuite buller de l'azote pendant 5 minutes afin qu'il se substitue à l'air présent dans l'autoclave, avant de fermer ce dernier. L'autoclave est alors placé à 175°C pendant 72 heures. Après ce délai, l'autoclave est refroidi par de l'eau sous le robinet, pendant 10 minutes. Le solide noir obtenu dans l'autoclave est séparé de la solution par filtration, lavé abondamment avec de l'eau distillée et séché pendant 12 heures à 80°C. Le précurseur ainsi obtenu est ensuite pré-calciné sous air à 280°C pendant 2 heures. Ensuite, le solide obtenu est calciné sous flux d'azote (25 ml/h/g) à 600 C pendant 2 heures. Le catalyseur 3 est ainsi obtenu.
Conditions des tests
500 mg du catalyseur 3 sont broyés vigoureusement et versés dans un réacteur en Pyrex®. La réaction d'oxydation sélective du propane est effectuée à pression atmosphérique, dans un réacteur sous flux conventionnel. Le mélange gazeux réactionnel Propane/Oxygène/ Azote/Vapeur d'eau (6.5 %/10%>/38 >/45%) est introduit dans le réacteur en maintenant un temps de contact de 2,1 s. Le catalyseur est testé à 320 et 360°C. Les résultats sont regroupés dans les tableaux 2 et 3.
Exemple 4 On a préparé un catalyseur de la manière suivante.
Dans 30 ml d'eau chauffée à 80°C, on ajoute successivement, et sous agitation, 4,32 g d'oxyde de molybdène, 0,80 g de dioxyde de tellure (TeO2) et 0,82 g d'oxyde de vanadium V2O5. Séparément, une solution contenant 3,6 mmoles de niobium est préparée en dissolvant sous agitation, 2,33 g d'oxalate de niobium hydraté dans 10 ml d'eau distillée chauffée à 80°C. Les deux solutions sont ensuite mélangées lentement et agitées pendant 10 minutes avant d'être introduites dans un autoclave de 70 ml revêtu de Téflon®. On fait ensuite buller de l'azote pendant 5 minutes afin qu'il se substitue à l'air présent dans l'autoclave, avant de fermer ce dernier. L'autoclave est alors placé à 175°C pendant 48 heures. Après ce délai, l'autoclave est refroidi par de l'eau sous le robinet, pendant 10 minutes. Le solide noir-bleu obtenu dans l'autoclave est séparé de la solution par filtration, lavé abondamment avec de l'eau distillée et séché pendant 12 heures à 80°C. Le précurseur ainsi obtenu est ensuite calciné sous flux d'azote (25 ml/h/g) à 600°C pendant 2 heures. Le catalyseur 4 est ainsi obtenu. Ce catalyseur est testé dans les mêmes conditions que le catalyseur 3. Les résultats sont regroupés dans les tableaux 2 et 3.
Exemple 5
On a préparé un catalyseur de la manière suivante. Dans 20 ml d'eau chauffée à 80°C, on ajoute successivement, et sous agitation, 5,35 g de paramolybdate d'ammonium et 1,16 g d'acide tellurique. Séparément, une solution contenant 9 mmoles de vanadium est préparée en dissolvant 2,37 g de sulfate de vanadyle hydraté dans 10 ml d'eau distillée chauffée à 80°C. Une troisième solution contenant 3,6 mmole de niobium est préparée simultanément en dissolvant sous agitation, 2,33 g d'oxalate de niobium hydraté dans 10 ml d'eau distillée chauffée à 80°C. La deuxième solution est ajoutée à la première et le mélange est agité pendant 5 minutes. Finalement la troisième solution est ajoutée et le mélange est ensuite agité pendant 10 minutes avant d'être introduit dans un autoclave de 70 ml revêtu de Téflon®. On fait ensuite buller de l'azote pendant 5 minutes afin qu'il se substitue à l'air présent dans l'autoclave, avant de fermer ce dernier. L'autoclave est alors placé à 175°C pendant 48 heures.
Après ce délai, l'autoclave est refroidi par de l'eau sous le robinet, pendant 10 minutes. Le solide noir-bleu obtenu dans l'autoclave est séparé de la solution par filtration, lavé abondamment avec de l'eau distillée et séché pendant 12 heures à 80°C. Le précurseur ainsi obtenu est ensuite calciné sous flux d'azote (25 ml/h/g) à 600°C pendant 2 heures. Le catalyseur 5 est ainsi obtenu. Ce catalyseur est testé dans les mêmes conditions que le catalyseur 3. Les résultats sont regroupés dans les tableaux 2 et 3.
Exemple 6
On a préparé un catalyseur de la manière suivante.
Dans 20 ml d'eau chauffée à 80°C, on ajoute sous agitation, 5,35 g de paramolybdate d'ammonium. Séparément, une solution contenant 15 mmoles de vanadium est préparée en dissolvant 3,94 g de sulfate de vanadyle hydraté dans 20 ml d'eau distillée chauffée à 80°C. La deuxième solution est ajoutée à la première et le mélange est ensuite agité pendant 10 minutes avant d'être introduit dans un autoclave de 70 ml revêtu de Téflon®. On fait ensuite buller de l'azote pendant 5 minutes afin qu'il se substitue à l'air présent dans l'autoclave, avant de fermer ce dernier.
L'autoclave est alors placé à 175°C pendant 24 heures.
Après ce délai, l'autoclave est refroidi par de l'eau sous le robinet, pendant 10 minutes. Le solide noir-bleu obtenu dans l'autoclave est séparé de la solution par filtration, lavé abondamment avec de l'eau distillée et séché pendant 12 heures à 80°C. Le précurseur ainsi obtenu est ensuite calciné sous flux d'azote (25 ml/h/g) à
500°C pendant 2 heures. Le catalyseur 6 est ainsi obtenu. Ce catalyseur est testé dans les mêmes conditions que le catalyseur 3.
Selon un mode opératoire analogue, le tellure pourrait être introduit dans cette préparation.
Tableau 1 : Tableau récapitulatif des différentes préparations
Exemple N°. Composition de la solution Méthode de préparation (sans oxygène)
Exemple 3 Molj0Vo,5oTe0,i6 Synthèse Hydrothermale
Exemple 4 Molι0Vo,5oTe0]16Nbo,i2 Synthèse Hydrothermale
Exemple 5 Mθιι0V0,3oTe0iι6Nboti2 Synthèse Hydrothermale
Exemple 6 Mo0>ιV0,so Synthèse Hydrothermale
Figure imgf000027_0001
Figure imgf000027_0002
Dans le cas des exemples 3 et 5, les effluents du test sont collectés pendant 4 heures dans un piège à glace. 2 analyses par chromatographie couplée à un spectromètre de masse sont effectuées par échantillon.
5 principaux produits sont détectés par échantillon : acétone, eau, acide acétique, acide propionique et acide acrylique.
Les ratios molaires acide propionique/acide acrylique sont ainsi calculés pour chaque échantillon, pour des températures de réaction de 320°C et 360°C. La moyenne des deux analyses effectuées par échantillon est rapportée dans le tableau 4 ci-dessous.
Figure imgf000027_0003
On constate que le ratio molaire diminue avec une augmentation de la température. Mais, en outre, ce ratio est toujours plus faible pour les catalyseurs contenant du niobium.
De même en ce qui concerne la sélectivité en acétone, celle-ci est toujours plus faible lorsque le catalyseur contient du niobium.
Exemple 7 Dans un exemple on a de nouveau testé le catalyseur préparé à l'exemple 1.
Ce catalyseur a une granulométrie inférieure à 40 μm.
On a alors chargé un réacteur comme indiqué à l'exemple 2 a) et opéré selon le mode opératoire indiqué à l'exemple 2 b).
f) Test E
Dans ce test, on procède à l'oxydation du propane à 400°C.
On fait varier la durée d'injection d'oxygène dans l'impulsion de propane en conservant des pressions en propane et en oxygène constantes.
L'oxygène est injecté en fin d'impulsion de propane afin de voir s'il y a une influence au niveau des performances catalytiques par rapport à une injection en début de l'impulsion.
Le bilan de 40 cycles est décomposé comme suit :
10 cycles de 30 s de propane + 20 s d'O (l'oxygène étant injecté sur la fin de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/ He-Kr / H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h.
On a ensuite une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion d'O2 avec les proportions O2 / He-Kr / H2O = 20 / 45 / 45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion de gaz porteur de 60 s.
Puis, on a une nouvelle série de 10 cycles de 30 s de propane + 15 s d'oxygène, avec des proportions propane/O2/ He-Kr / H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium- krypton de 4,27 Nl/h. On a alors une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion d'oxygène avec les proportions O2 / He-Kr / H2O = 20 / 45 / 45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
Puis, on a une nouvelle série de 10 cycles de 30 s de propane + 10 s d'O2, avec des proportions Propane/O2/ He-Kr / H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a alors un impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion d'O2 avec les proportions O2 / He-Kr / H2O = 20 / 45 / 45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
Puis, on a une nouvelle série de 10 cycles de 30 s de propane + 5 s d'O2, avec des proportions Propane/O2/ He-Kr / H O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a alors une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H O de 60 s, puis une impulsion d'O2 avec les proportions O2 / He-Kr / H2O = 20 / 45 / 45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
ifl Test F
Dans ce test, on procède également à l'oxydation du propane à 400°C.
On compare l'effet de l'injection d'oxygène en fin et en début d'impulsion de propane en conservant des pressions en propane et en oxygène constantes mais aussi une durée d'injection en oxygène constante dans l'impulsion de propane. Le bilan de 40 cycles est décomposé comme suit :
10 cycles de 30 s de propane + 20 s d'O2 (l'oxygène étant injecté sur la fin de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He-KrΗ2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a ensuite une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion intermédiaire d'O2 avec les proportions O2 He-Kr/H2O = 20/45/45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
Puis, on a une nouvelle série de 10 cycles de 30 s de propane + 20 s d'oxygène (O2 étant injecté sur la fin de l'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He-Kr/H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a alors une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion intermédiaire d'oxygène avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
10 cycles de 30 s de propane + 20 s d'O2 (l'oxygène étant injecté en début d'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He-Kr/H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a alors une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H2O de 60 s, puis une impulsion intermédiaire d'O2 avec les proportions O2/He-Kr/H2O = 20/45/45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s. Puis, on a une nouvelle série de 10 cycles de 30 s de propane + 20 s d'O2 (l'oxygène étant injecté en début d'impulsion de propane), avec des proportions Propane/O2/He- Kr/H2O de 30/30/45/45, avec un flux d'hélium-krypton de 4,27 Nl/h. On a alors une impulsion intermédiaire composée seulement du flux de gaz porteur He-Kr/H O de 60 s, puis une impulsion intermédiaire d'O2 avec les proportions O2/He-Kr/H O = 20/45/45, pendant 60 s et à nouveau une impulsion intermédiaire de gaz porteur de 60 s.
iif) Test G
Ce test a été réalisé de manière similaire au test F.
iv) Résultats des tests
Figure imgf000031_0001
Figure imgf000031_0003
Figure imgf000031_0002
Figure imgf000032_0001
Figure imgf000032_0003
Figure imgf000032_0002
On constate que les performances catalytiques du catalyseur sont légèrement meilleures lorsqu'on injecte l'oxygène sur la fin d'impulsion de propane. L'oxygène injecté à ce moment permet de réoxyder le catalyseur déjà réduit.
En ajoutant de l'oxygène dans l'impulsion de propane, on peut atteindre des ratio conversion de l'ordre de 380 à 400 kg/kg, avec des sélectivités en acide acrylique de 45%o et en propylène de 13% tout en ayant des conversions de 26%.
Exemple 8
Préparation des précurseurs de catalyseur et des catalyseurs
T) Synthèse du précurseur PI Cette synthèse permet de préparer environ 100 g de précurseur sec.
a) Préparation de la solution de niobium Dans un bêcher de 500 ml, on introduit :
- 88,0 g d'eau déminéralisée ;
- 15,9 g d'acide oxalique soit noxalate = 0,126 moles - 7,0 g d'acide niobique soit nNb = 0,042 moles d'où le rapport oxalate/niobium = 3
On agite en chauffant la solution à 60°C pendant 2 heures. On veille cependant à ne pas dépasser une température de chauffe de 80°C pour éviter que l'oxalate de niobium formé se décompose. Au début, la solution est laiteuse. Au fur et mesure du chauffage et de l'agitation, la solution devient de moins en moins trouble. On laisse refroidir jusqu'à environ 30°C à l'air ambiant tout en maintenant l'agitation. Pour améliorer la limpidité, la solution est centrifugée à 6200 tours/minute pendant 12 minutes. On observe alors un dépôt blanc d'acide niobique.
b) Préparation de la solution Mo-V-Te Dans un bêcher de 500 ml, on introduit :
- 292,2 g d'eau déminéralisée
- 19,1 g d'acide tellurique soit nχe = 0,083 moles
- 14,6 g de MVA soit nv = 0,125 moles
- 67,1 g de HMA soit nMo = 0,380 moles La solution est d'abord de couleur orange/jaune et trouble. Le mélange est mis sous agitation et à chauffer à environ 60°C jusqu'à observer une coloration rouge limpide (soit environ 30 minutes). On laisse ensuite refroidir jusqu'à 30°C à température ambiante tout en maintenant l'agitation. c) Préparation du gel Mo-N-Te-Nb-Si
On ajoute 54,0 g de solution de silice (soit nsi = 0,360 moles) à la solution rouge limpide de Mo-N-Te obtenue précédemment. La solution devient rouge/orangé et s'épaissit légèrement. On maintient sous agitation. On introduit ensuite la solution de niobium centrifugée. On note une évolution très rapide du mélange. En effet, en quelques minutes, la solution devient de plus en plus orange et épaisse. Il se forme un gel. Il faut faire attention au vortex lors de l'épaississement du mélange. Celui-ci peut diminuer et rendre le mélange encore plus consistant. L'agitation doit être alors augmentée. On agite encore pendant 45 minutes.
d) Séchage de la solution
Le gel orange est versé dans une plaque téflonnée puis placé dans une étuve à 130°C pendant une nuit entière. Nous obtenons alors une poudre grossière de couleur marron/noir qui n'adhère pas au plateau. La masse de précurseur obtenu est de 122,6 g. D'après les quantités introduites initialement, le précurseur a pour formule MoNo)33Te0;22Nb0;ιιSi0,95(Oxalate)o,33 (NH4)ι>ι9 Ox.
Autres précurseurs P2, P3 et P4
Le tableau 7 présente les quantités de réactifs introduits pour la préparation des 3 autres précurseurs P2, P3 et P4. Les mêmes manipulations que précédemment ont été réalisées et on a observé les mêmes changements de coloration et d'aspect pour toutes ces expériences.
Tableau 7
Figure imgf000035_0001
Les précurseurs P2, P3 et P4 ont presque tous la même formule :
P2 : MoN0j33Teo)22Νbo,ιιSio,96(Oxalate)θ!33 (NH4)U9 Ox P3 : MoN0,33Teo,22Nbo,ιιSio!95(Oxalate)o,33 (NH4)U9 Ox P4 : MoNo)33Teo,22Nb0)ιιSiθ!95(Oxalate)o,33 (NH4)U9 Ox
Perte au feu
Cette expérience vise à déterminer la quantité d'acide niobique qui ne s'est pas dissout lors de la préparation de la solution d'oxalate de niobium.
Lors de la préparation du précurseur P4, on a prélevé le dépôt blanc formé lors de la centrifugation. Ce dépôt a une masse de 0,5 g. On le place dans un creuset en céramique. Après évaporation à l'air ambiant, le dépôt pèse 0,4 g. Le dépôt est ensuite soumis à une montée en température de 3°C/min, de 20 à 600°C et laissé à 600°C pendant une heure.
Après ce chauffage, il ne reste plus qu'un solide de Nb2O5 qui pèse 0,2 g. Il y a donc eu, au total, une perte de poids de 0,3 g.
Initialement, on a introduit 7,0 g d'acide niobique à 79% soit 7*0,79 = 5,53 g de Nb2O5. Il y a donc eu environ 3,62% (= 0,2 / (7*0,79)* 100) d'acide niobique non dissout. L'essentiel de l'acide niobique est donc dissout. II) Précalcination sous air
On effectue ensuite une précalcination des précurseurs sous air. Cette étape a pour but, entre autres, d'éliminer l'ammoniac apporté par l'heptamolybdate d'ammonium et le métavanadate d'ammonium. Pour cela, 30 g de précurseur sont placés à l'intérieur de godets en acier et entre deux tampons de laine de silice. Lors des manipulations, on a joué sur deux paramètres :
- la température de précalcination : valeurs souhaitées 280 ; 300 ; 320 et 340°C ; et
- les débits d'air entrant : valeurs souhaitées 0 ; 10 ; 30 ; 50 ml/min/g de catalyseur.
Seule la durée de précalcination reste identique pour toutes les expériences. Elle est fixée à 4 heures.
III) Calcination sous azote
Puis, on réalise une calcination sous azote. Le débit, la température et la durée de calcination sont les mêmes pour toutes les manipulations. Les conditions sont les suivantes :
- un débit d'azote de 50 ml/min/g de catalyseur.
- une température de calcination de 600°C.
- une durée de calcination de 2 heures.
Le tableau 8 présente un récapitulatif des conditions de pré-calcination et de calcination effectuées sur les différents précurseurs.
Tableau 8
Figure imgf000037_0001
Exemple 9
a) Appareillage Afin de simuler le procédé selon l'invention, on a effectué des simulations en laboratoire dans un réacteur en lit fixe de laboratoire.
On charge, du bas vers le haut, dans un réacteur vertical de forme cylindrique et en pyrex :
- une première hauteur de 2 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,125 mm de diamètre,
- une seconde hauteur de 5,00 g de catalyseur sous forme de particules de 0,02 à 1 mm dilué avec 10 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,125 mm de diamètre,
- une troisième hauteur de 2 ml de carbure de silicium sous forme de particules de 0,125 mm de diamètre, et
- une quatrième hauteur de carbure de silicium sous forme de particules de 1,19 mm de diamètre, de manière à remplir la totalité du réacteur.
b) Tests du catalyseur
1) Mode opératoire On chauffe le réacteur à 250°C et le vaporisateur à 200°C. L'amorçage électrique de la pompe à eau est activé. Le débit d'He-Kr est mis à sa valeur nominale 4,25 Nl/h.
Une fois que le réacteur et le vaporisateur ont atteint les températures indiquées ci-dessus, on active la pompe à eau. Dès que l'eau est présente à la sortie du réacteur, les débitmètres de propane et d'oxygène sont activés. On fait monter la température du réacteur à la température souhaitée et on attend 30 minutes pour que le point chaud soit stabilisé.
Un thermocouple est placé dans le lit catalytique, on peut lire la température du point chaud.
On peut alors procéder aux mesures concernant la production d'acide acrylique proprement dite.
Pendant chaque bilan, des prélèvements liquides sont faits. On effectue aussi des prélèvements de gaz en ligne. Chaque flacon laveur de 125 ml de contenance est rempli d'eau et lorsque l'on connecte le flacon à la sortie du réacteur (dès que le liquide fait des bulles), le chronomètre est déclenché.
Les effluents liquides sont analysés sur un chromatographe HP 6890, après avoir effectué un étalonnage spécifique. Les gaz sont analysés en ligne pendant le bilan sur un chromatographe micro-
GC Chrompack.
Un dosage de l'acidité est effectué sur chaque flacon pour déterminer le nombre exact de moles d'acide produites au cours de chaque bilan et valider les analyses chromatographiques.
2)Tests des catalyseurs préparés à l'Exemple 8
Les catalyseurs Al à A4, Bl à B4, Cl à C4 et Dl à D4 ont été testés à 3 températures différentes : 380, 390 et 400°C.
Les proportions des constituants du mélange gazeux de départ étaient les suivantes (en rapports molaires) : propane/oxygène/inerte(He-Kr)/H2O (vapeur) =
1/1/4,5/4,5 pour un débit d'He-Kr de 4,25 Nl/h La température donnant les meilleurs résultats est de 400°C. Les sélectivités et rendements obtenus à cette température sont regroupés dans les tableaux 9 et 10 suivants. Dans ces tableaux, on a également indiqué les températures et les débits mis en oeuvre durant la précalcination de l'Exemple 8 ainsi que les températures de four et de point chaud pendant le test catalytique. Les rendements et sélectivités obtenus pour l'alcool allylique et l'acrylate d'allyle sont nuls. Par conséquent, ils ne figurent pas dans les tableaux 9 et 10.
Le tableau 9 regroupe les rendements en carbone (TTUc), avec TTGc = Σ TTUc et TTG0 = ∑ TTUo, les acidités mesurées par dosage avec de la soude, les bilans carbone et oxygène.
Le tableau 10 regroupe les sélectivités en carbone.
TABLEAU 9
Figure imgf000040_0001
Figure imgf000040_0002
* Dosage A-B : dosage acide-base du nombre de moles d'acide par la soude
Figure imgf000041_0001
TABLEAU 10
Figure imgf000041_0003
Figure imgf000041_0002
La conversion du propane est en général considérée comme illustrant l'activité du catalyseur : plus cette conversion est grande, plus le catalyseur est actif. Cette conversion est donnée par la TTG en carbone (TTGC = ∑ TTUC).
On remarque que la conversion en propane est supérieure à 15%> pour les catalyseurs précalcinés à 273°C sous des débits de 10, 30 et 50 ml/min/g de catalyseur, à 300°C et 320°C sous faibles débits et à 350°C sous débit nul. C'est également pour ces valeurs que l'on obtient les rendements en acide acrylique les plus forts (supérieurs à 10%) et les sélectivitésles plus fortes et les acidités les plus importantes (supérieures à 3000 ppm). En général, on tient également compte de la TTG en oxygène (TTGo2)- Tant que cette TTG reste inférieure à 60%>, on considère qu'il y a encore suffisamment d'oxygène qui peut servir à oxyder le propane. Dans ce cas, on n'a pas atteint les capacités maximales de conversion de l'oxygène par le catalyseur. La température de réaction peut être augmentée pour améliorer la conversion en oxygène. Cependant il est préférable d'éviter que la conversion en oxygène dépasse 80%.
L'ensemble des résultats concernant la sélectivité et le rendement en acide acétique est satisfaisant.
Ainsi, on constate que de très bonnes performances catalytiques sont obtenues avec plusieurs catalyseurs qui ont subi des conditions de précalcination très différentes les unes des autres :
- à 273°C sous des débits d'air de 10, 30 et 50 ml/min/g de catalyseur ; à 300 et 320°C sous des débits d'air de 10 ml/min/g de catalyseur ; et 350°C sous un débit d'air nul.
Exemple 10 Préparation d'un catalyseur E
On a préparé un catalyseur E de formule : MoNo,33Teo,23Nbo,ιιSiι Ox ayant pour précurseur : MoNo>33Teo)23Nbo,1ιSi1(Oxalate)o,33 (NH4)ι;ι9 Ox de la manière indiquée dans l'Exemple 8 en procédant à une précalcination 319°C, sous air statique. Le séchage précédant la précalcination n'a cependant pas été effectué à l'étuve mais sous un flux de micro-ondes.
Exemple 11
Comparaison du catalyseur E et du catalyseur B2
Les catalyseurs E et B2 ont été testés à 6 températures différentes, de 380°C à 430°C. Les résultats obtenus sont consignés dans les tableaux suivants 11 et 12. TABLEAU 11
Figure imgf000043_0001
Figure imgf000043_0003
Figure imgf000043_0002
TABLEAU 12
Figure imgf000044_0001
Figure imgf000044_0003
Figure imgf000044_0002
On constate que les comportements sont analogues pour ces deux catalyseurs. Il n'y a donc a priori pas de différence entre un séchage par des micro-ondes et un séchage à l'étuve.
Le rendement en acide acrylique et l'acidité sont d'autant plus importants que la température de réaction augmente. Ces résultats montrent que le maximum de rendement en acide acrylique est atteint à 420°C.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de fabrication d'acide acrylique à partir de propane, dans lequel on fait passer un mélange gazeux comprenant du propane, de l'oxygène moléculaire, de la vapeur d'eau, ainsi que, le cas échéant, un gaz inerte, sur un catalyseur de formule
G) :
MOjNaTCbNbeSidOx (I)
dans lesquelles : a est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; - b est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ; c est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ;
- d est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; et
- x est la quantité d'oxygène lié aux autres éléments et dépend de leurs états d'oxydation,
pour oxyder le propane en acide acrylique, caractérisé en ce que le rapport molaire propane/oxygène moléculaire dans le mélange gazeux de départ est supérieur ou égal à 0,5.
2. Procédé selon la revendication 1, dans lequel les proportions molaires des constituants du mélange gazeux de départ sont les suivantes : propane/O2/gaz inerte/H2O (vapeur) = 1/0,05-2/1-10/1-10 ; et de préférence 1/0,1-1/1-5/1-5.
3. Procédé selon la revendication 1 ou la revendication 2, dans lequel, dans le catalyseur de formule (I) : a est compris entre 0,09 et 0,8, bornes incluses ; - b est compris entre 0,04 et 0,6, bornes incluses ;
- c est compris entre 0,01 et 0,4, bornes incluses ; et
- d est compris entre 0,4 et 1,6, bornes incluses.
4. Procédé selon l'une des revendications 1 à 3, caractérisé en que l'on conduit les réactions d'oxydation à une température de 200 à 500°C.
5. Procédé selon la revendication 4, caractérisé en que l'on conduit la réaction d'oxydation à une température de 250 à 450°C.
6. Procédé selon l'une des revendications 1 à 5, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation sous une pression de 1,01.104 à 1,01.106 Pa (0,1 à 10 atmosphères).
7. Procédé selon la revendication 6, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation sous une pression de 5,05.104 à 5,05.105 Pa (0,5-5 atmosphères).
8. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, caractérisé en ce qu'il est mis en œuvre jusqu'à un taux de réduction du catalyseur compris 0,1 et 10 g d'oxygène par kg de catalyseur.
9. Procédé selon l'une des revendications 1 à 8, caractérisé en ce qu'une fois que le catalyseur est au moins partiellement passé à l'état réduit, on conduit sa régénération selon la réaction (3) :
SOLLDEréduit + O2 - SOLLDEoxydé (3)
par chauffage en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène à une température de 250 à 500°C, pendant le temps nécessaire à la réoxydation du catalyseur.
10. Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation et la régénération (3) dans un dispositif à deux étages, à savoir un réacteur et un régénérateur qui fonctionnement simultanément et dans lesquels alternent périodiquement deux charges de catalyseur.
11. Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation et la régénération (3) dans un même réacteur en alternant les périodes de réaction et de régénération.
12. Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation et la régénération (3) dans un réacteur à lit transporté.
13. Procédé selon l'une des revendications 1 à 7, dans lequel : a) on introduit le mélange gazeux de départ dans un premier réacteur à lit de catalyseur transporté, b) à la sortie du premier réacteur, on sépare les gaz du catalyseur ; c) on envoie le catalyseur dans un régénérateur ; d) on introduit les gaz dans un second réacteur à lit de catalyseur transporté ; e) à la sortie du second réacteur, on sépare les gaz du catalyseur et on récupère l'acide acrylique contenu dans les gaz séparés ; f) on renvoie le catalyseur dans le régénérateur ; et g) on réintroduit du catalyseur régénéré provenant du régénérateur dans les premier et second réacteurs.
14. Procédé selon la revendication 13, dans lequel les premier et second réacteurs sont verticaux et le catalyseur est transporté vers le haut par le flux des gaz.
15. Procédé selon l'une des revendications 1 à 14, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation avec un temps de séjour de 0,01 à 90 secondes dans chaque réacteur.
16. Procédé selon la revendication 15, caractérisé en ce que l'on conduit les réactions d'oxydation avec un temps de séjour de 0,1 à 30 secondes dans chaque réacteur.
17. Procédé selon l'une des revendications 1 à 16, caractérisé en ce que le propylène produit et/ou le propane n'ayant pas réagi sont recyclés à l'entrée du réacteur, ou s'il y a plusieurs réacteurs, à l'entrée du premier réacteur.
18. Procédé selon l'une des revendications 1 à 17, dans lequel, le réacteur, ou lorsqu'il y a plusieurs réacteurs, l'un au moins des réacteurs comprend en outre un co-catalyseur répondant à la formule (II) suivante :
MoιBia'Feb>Cθc'Nid'Ke>SbfTig.Sih'Cai.Nbj ek'Pbi'Wm.Cu1I. (II)
dans laquelle :
- a' est compris entre 0,006 et 1, bornes incluses ;
- b' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ;
- c' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; - d' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; e' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; f est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; g' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ;
- h' est compris entre 0 et 3,5, bornes incluses ; - i' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ;
- j' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; - k' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ;
- l' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ;
- m' est compris entre 0 et 1, bornes incluses ; et
- n' est compris entre 0 et 1, bornes incluses.
19. Procédé selon la revendication 18, dans lequel le co-catalyseur est régénéré et circule, le cas échéant, de la même manière que le catalyseur.
20. Procédé selon la revendication 18 ou la revendication 19, dans lequel, dans le co-catalyseur de formule (II) : a' est compris entre 0,01 et 0,4, bornes incluses ; - b' est compris entre 0,2 et 1,6, bornes incluses ;
- c' est compris entre 0,3 et 1,6, bornes incluses ;
- d' est compris entre 0,1 et 0,6, bornes incluses ; e' est compris entre 0,006 et 0,01, bornes incluses ; f est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; - g' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- h' est compris entre 0,01 et 1,6, bornes incluses ;
- i' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- j' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- k' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; - l' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ;
- m' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses ; et
- n' est compris entre 0 et 0,4, bornes incluses.
21. Procédé selon l'une des revendications 18 à 20, dans lequel, on utilise un rapport massique du catalyseur au co-catalyseur supérieur à 0,5 et de préférence d'au moins 1.
22. Procédé selon l'une des revendications 18 à 21, dans lequel le catalyseur et le co-catalyseur sont mélangés.
23. Procédé selon l'une des revendications 18 à 21, dans lequel le catalyseur et le co-catalyseur se présentent sous la forme de grains, chaque grain comprenant à la fois le catalyseur et le co-catalyseur.
24. Procédé selon l'une des revendications 1 à 23, comprenant la répétition, dans un réacteur pourvu du catalyseur de formule (I) défini dans la revendication 1, et le cas échéant, du co-catalyseur de formule (II) défini dans la revendication 18, du cycle comprenant les étapes successives suivantes : 1) une étape d'injection du mélange gazeux tel que défini dans les revendications 1 à 3 ;
2) une étape d'injection de vapeur d'eau et, le cas échéant de gaz inerte ;
3) une étape d'injection d'un mélange d'oxygène moléculaire, de vapeur d'eau et, le cas échéant, de gaz inerte ; et
4) une étape d'injection de vapeur d'eau et, le cas échéant de gaz inerte.
25. Procédé selon la revendication 24, caractérisé en ce que le cycle comprend une étape supplémentaire qui précède ou suit l'étape 1) et au cours de laquelle on injecte un mélange gazeux correspondant à celui de l'étape 1) mais sans l'oxygène moléculaire, le rapport molaire propane/oxygène moléculaire étant alors calculé globalement pour l'étape 1) et cette étape supplémentaire.
26. Procédé selon la revendication 25, caractérisé en ce que l'étape supplémentaire précède l'étape 1) dans le cycle.
27. Procédé selon l'une des revendications 24 à 26, caractérisé en ce que le réacteur est un réacteur à lit transporté.
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