WO2010066339A1 - Verfahren zum herstellen eines c3h6 und c2h4 enthaltenden produkts - Google Patents

Verfahren zum herstellen eines c3h6 und c2h4 enthaltenden produkts Download PDF

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Henning Buchold
Harald KÖMPEL
Sven Pohl
Martin Rothaemel
Ulrich Wagner
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    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
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    • C07C2529/40—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the pentasil type, e.g. types ZSM-5, ZSM-8 or ZSM-11
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    • Y02P30/00—Technologies relating to oil refining and petrochemical industry
    • Y02P30/40—Ethylene production

Definitions

  • the invention relates to a process for preparing a C 3 H 6 and C 2 H 4 -containing product by simultaneously reacting MeOH and EtOH in an adiabatic, sequentially operated reactor containing several reaction stages, each reaction stage being provided with a fixed bed of shape-selective catalyst, by a gaseous MeOH, DME, H 2 O and optionally one or more C 2 -, C 4 -, C 5 -, C 6 -, C 7 -, C 8 - olefins and paraffins containing feedstream having temperatures of 300 to 600 ° C at pressures of 0.1 to 20 bar [a] at least the first reaction stage of the reactor is abandoned.
  • US 2005/0107651 A1 is a process for preparing a mixture containing MeOH and EtOH and converting MeOH and EtOH to light olefins, wherein MeOH and EtOH are fed at a weight ratio of 1 to 99% to a reaction zone in which MeOH and EtOH be converted to light olefins on a molecular sieve catalyst.
  • the ratio of MeOH to EtOH in the feed stream is adjusted to 6 to 10.
  • a process stream containing DME and MeOH and H 2 O is cooled and separated into a liquid phase and a gas phase, the gas and liquid phases into a plurality of partial streams, the number thereof, according to DE 102 006 026 103 A1 corresponds in each case to the number of intermediate spaces between the reaction stages, divided and the individual gas phase substream, each with a liquid phase substream, fed to a nozzle tube and the liquid phase is sprayed by means of the gas phase into the corresponding intermediate space.
  • DD 257 740 A3 relates to a process for producing C 2 to C 4 olefins by reacting CO and H 2 containing gases to an alcohol mixture containing MeOH and higher aliphatic alcohols in a mass ratio of MeOH to higher alcohols of 0.6 to 5.6, wherein the higher aliphatic alcohols are reacted on zeolitic catalysts with pentasil structure at temperatures of 250 to 600 ° C at pressures of> 10OkPa.
  • zeolitic catalysts with pentasil structure at temperatures of 250 to 600 ° C at pressures of> 10OkPa.
  • the energy for the dehydration of the alcohol by the MeOH conversion is provided with simultaneous additional Olefintician.
  • the problem is that the C 2 H 4 formed from the fed EtOH increasingly reacts with increasing residence time in the reactor to other less valuable products such as olefins having more than four carbon atoms, paraffins, aromatics and / or naphthenes.
  • temperature control If a product with a defined proportion of C 3 H 6 and C 2 H 4 is to be produced, the adiabatic temperature increase for the overall reaction is from 50 to 150 ° C. In a single-stage reactor, the reaction thus undergoes a broad temperature range. Since with increasing temperature the selectivities for C 3 H 6 and C 2 H 4 increase, on the other hand, a maximum permissible temperature for the respective catalyst may not be exceeded, the reaction conditions are the more ⁇
  • This object is achieved by feeding into at least one reaction stage of the reactor EtOH.
  • This measure makes it possible to achieve a better temperature control of the adiabatic conversion of the MeOH to hydrocarbons, since the energy required for the evaporation of the EtOH is removed from the reaction product obtained in the exothermic reaction of the MeOH and this is cooled as a result.
  • the achievable due to the feed of EtOH efficient temperature control of the running in the adiabatic reaction chemical reactions leads both to an increase in the yield of target products and to save equipment such as heat exchangers, etc.
  • the addition of EtOH in the multi-stage reactor additionally requires only one equipped with a volume control task device. In addition, the ratio of C 2 H 4 to C 3 H 6 desired for the target product can be adjusted with EtOH as an additional feed.
  • a zeolite with pentasil structure preferably of the ZSM-5 or MFI-Z type, is used as the fixed-bed catalyst.
  • reaction temperatures to a range of 360 to 550 ° C, preferably 400 to 500 ° C and the pressures in a range of 0.5 to 5.0 bar [a], preferably 1, 0 to 3 , 0 bar [a] set.
  • a preferred embodiment of the process according to the invention is to be seen in that 0.1 to 5.0 kg, preferably 0.3 to 3.0 kg, in particular 0.2 to 2.0 kg of MeOH per kg of fixed bed catalyst and for the preparation of the target product Are used and the total mass ratio of fed into the reactor EtOH to the reactor MeOH charged (sum over all stages of reaction) 0.01 to 1, 0 kg / kg, preferably 0.02 to 0.8 kg / kg, in particular 0.005 to 0.5.
  • a gaseous feed stream consisting essentially of 40 wt. % MeOH and DME, 25 wt% water and 35 wt% J ⁇ hje ⁇ wasserstqffen ⁇
  • the inventive method thus allows a targeted adjustment of the necessary product distribution of C 2 H 4 and C 3 H 6 for the production of polypropylene copolymers
  • Another advantage achieved by the invention is that dispensed for the implementation of the method on the use of pure EtOH (> 99%) and technical EtOH (94%, balance water) can be used because of the positive effect of the multi-stage Feeding of EtOH not only does not disturb the water content but also helps to complete the overall reactions; For example, coking phenomena are suppressed more strongly and the adiabatic increase in temperature is lowered.

Abstract

Bei einem Verfahren zum Herstellen eines C3H6 und C2H4 enthaltenden Produkts werden MeOH und EtOH zeitgleich in einem mehrere mit formselektiven Katalysator belegten Reaktionsstufen ausgestatteten Reaktor bei Temperaturen von 300 bis 600 °C und Drücken von 0,1 bis 20 bar[a] umgesetzt. Zur Verbesserung der Temperaturkontrolle wird in wenigstens eine der Reaktionsstufen EtOH eingespeist

Description

Verfahren zum Herstellen eines C3Hg und CpH4 enthaltenden Produkts
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum Herstellen eines C3H6 und C2H4 enthaltenden Produkts durch zeitgleiches Umsetzen von MeOH und EtOH in einem mehrere Reaktionsstufen enthaltenden adiabaten, sequentiell betriebenen Reaktor, wobei jede Reaktionsstufe mit einem Festbett aus formselektivem Katalysator belegt ist, indem ein gasförmiger MeOH, DME, H2O und ggf. einen oder mehrere C2-, C4-, C5-, C6-, C7-, C8- Olefine und -Paraffine enthaltender Einsatzstrom mit Temperaturen von 300 bis 600° C bei Drücken von 0,1 bis 20 bar[a] wenigstens der ersten Reaktionsstufe des Reaktors aufgegeben wird.
In der petrochemischen Industrie gehört das Herstellen binärer Copolymere mit einem definierten Anteil an C3H6 und C2H4, typischerweise 8 % C2H4 und 92 % C3H6, zu den am stärksten wachsenden Produktbereichen. Dementsprechend sind Verfahren zur gezielten Herstellung dieser Gemische aus C2H4 und C3H6 von besonderem Interesse. Ferner ist man bestrebt, als Ausgangsmaterial für die Herstellung von Olefinen anstelle von Erdöl mittel- und langfristig andere Rohstoffe einzusetzen.
Aus der DE.197 23 363-A1 ist ein Verfahren zum Erzeugen von C2- und C4-Olefinen durch Umsetzen eines MeOH und/oder DME und H2O enthaltenden dampfförmigen Reaktionsgemisches in einem ersten Reaktor an einem formselektiven Katalysator m.. Temperaturen von 280 bis 570° C bei Drücken von 0,1 bis 1 bar[a] bekannt, wobei aus dem ersten Reaktor ein C2- bis C4-Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe (C5+) enthaltendes Produktgemisch abgezogen und ein aus den abgetrennten Benzinkohlenwasserstoffen reicher C5+-Strom verdampft wird, mit Wasserdampf gemischt wird, das Gewichtsverhältnis H2O zu Kohlenwasserstoffe auf 0,5 :1 bis 3 : 1 eingestellt und das erzeugte Gemisch mit Temperatur von 380 bis 700° C in einen zweiten einen formselektiven Katalysator enthaltenden Reaktor geleitet und ein Produktgemisch abgezogen wird, dessen summierter Gehalt an C3H6 und Butenisomeren mindestens 50 Gew. % der Olefin-Bestandteile des dem zweiten Reaktor zugeführten Einsatzgemisches beträgt.
Die DE 100 271 59 A1 beschreibt das sog. MTP®-Verfahren zum Herstellen von C3H6 aus MeOH1 bei dem dampfförmiges MeOH an einem ersten Katalysator zu einem DME enthaltenden ersten dampfförmigen Gemisch umgesetzt und an einem formselektiven in mindestens zwei in Serie geschalteten adiabaten Schachtreaktoren angeordneten Zeolith-Katalysator ein C3H6 enthaltendes Produktgemisch erzeugt wird, wobei ein erster Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zusammen mit H2O- Dampf in den ersten Schachtreaktor geführt, aus dem ein erstes Zwischenproduktgemisch abgezogen und dem zweiten Schachtreaktor aufgegeben wird. Dem zweiten Schachtreaktor wird ein zweiter Teilstrom des DME enthaltenden ersten Dampfgemisches zugeführt und aus dem letzten der in Serie geschalteten Schachtreaktoren ein Produktgemisch abgezogen und von dem eine C3H6-reiche Fraktion abgetrennt wird. Der verbleibende teilweise gasförmige, C2H4 und C4+- Kohlenwasserstoffe enthaltende Rest wird in einen der Schachtreaktoren rückgeführt.
Gegenstand der US 2005/0107651 A1 ist ein Verfahren zum Herstellen eines MeOH und EtOH enthaltenden Gemisches und das Umwandeln von MeOH und EtOH zu leichten Olefinen, wobei MeOH und EtOH mit einem Gewichtsverhältnis von 1 bis 99 % einer Reaktionszone zugeführt werden, in der MeOH und EtOH an einem Molekularsieb-Katalysator zu leichten Olefinen umgesetzt werden. Bei einem ähnlichen aus der WO 2005/051872 A1 bekannten Verfahren beträgt das Verhältnis von MeOH zu EtOH im Einsatzstrom auf 6 bis 10 eingestellt.
Die DE 102 33 975 A1 befasst sich mit der Herstellung von C3H6 aus MeOH, bei dem ein dampfförmiges Gemisch aus MeOH1 DME und H2O bei Betriebstemperaturen von 250 bis 460° C über mehrere sequentiell angeordnete jeweils mit einem formselektiven Zeolithkatalysator mit Pentasilstruktur ausgestattete Reaktionsstufen eines adiabaten Reaktors geleitet wird und zwischen den Reaktionsstufen eine Abkühlung des austretenden Reaktionsgemisches stattfindet. Nach der letzten Reaktionsstufe wird das abgekühlte Reaktionsgemisch in eine Gasphase und in eine überwiegend Wasser enthaltende Flüssigkeitsphase getrennt und die Gasphase nach einer Verdichtung in eine Kohlenwasserstoffe enthaltende Gasphase und in eine DME, MeOH und Wasser enthaltende Flüssigkeitsphase getrennt und danach C3H6 von der Gasphase entfernt. Bei einer vorteilhaften Weiterentwicklung dieses Verfahrens hinsichtlich einer verbesserten Wärmeführung wird gemäß DE102 006 026 103 A1 ein DME und MeOH sowie H2O enthaltender Prozessstrom abgekühlt und in eine Flüssigkeits- und in eine Gasphase getrennt, die Gas- und Flüssigkeitsphase in mehrere Teilströme, deren Anzahl jeweils der Anzahl der zwischen den Reaktionsstufen bestehenden Zwischenräume entspricht, aufgeteilt und der einzelne Gasphasen-Teilstrom mit jeweils einem Flüssigphasen-Teilstrom einem Düsenrohr aufgegeben und die Flüssigphase mittels der Gasphase in den korrespondierenden Zwischenraum versprüht.
Die DD 257 740 A3 betrifft ein Verfahren zum Erzeugen von C2- bis C4-Olefinen durch Umsetzen von CO und H2 enthaltenden Gasen zu einem Alkoholgemisch, das MeOH und höhere aliphatische Alkohole in einem Massenverhältnis von MeOH zu höheren Alkoholen von 0,6 bis 5,6 enthält, wobei die höheren aliphatischen Alkohole an zeolithischen Katalysatoren mit Pentasilstruktur bei Temperaturen von 250 bis 600° C bei Drücken von > 10OkPa umgesetzt werden. Mit der Einstellung des angeführten Massenverhältnisses zwischen MeOH und höheren Alkoholen wird bei der Umsetzung des Alkoholgemisches am Umwandlungskatalysator ein weitgehender Wärmeausgleich zwischen exothermer MeOH-Umwandlung und endothermer Dehydratisierung der höheren Alkohole erreicht, der zu einer annähernd thermoneutralen Reaktion führt. Damit wird die Energie für die Dehydratisierung des Alkohols durch die MeOH- Umwandlung bei gleichzeitiger zusätzlicher Olefinbildung erbracht. Problematisch ist allerdings, dass sich das aus dem eingespeisten EtOH gebildete C2H4 mit steigender Verweilzeit im Reaktor zunehmend zu andern weniger wertvollen Produkten wie Olefinen mit mehr als vier Kohlenstoffatomen, Paraffinen, Äromaten und/oder Naphthenen umsetzt. Außerdem besteht das Problem der Temperaturkontrolle. Wenn ein Produkt mit einem definierten Anteil von C3H6 und C2H4 erzeugt werden soll, dann ergibt sich für die Gesamtreaktion eine adiabate Temperaturerhöhung von 50 bis 150° C. In einem einstufigen Reaktor durchläuft die Reaktion demnach einen breiten Temperaturbereich. Da mit steigender Temperatur die Selektivitäten für C3H6 und C2H4 zunehmen, andererseits eine für den jeweiligen Katalysator maximal zulässige Temperatur nicht überschritten werden darf, werden die Reaktionsbedingungen umso ^
ungünstiger, je breiter der im Reaktor durchlaufende Temperaturbereich wird, mit der Folge, dass die Ausbeute an Zielprodukten geschmälert wird.
Es ist die Aufgabe der vorliegenden Erfindung, das eingangs beschriebene Verfahren so zu gestalten, dass das Verhältnis von C2H4 zu C3H6 im Hinblick auf das angestrebte Zielprodukt hinreichend genau einstellbar ist.
Gelöst ist diese Aufgabe dadurch, dass in wenigstens eine Reaktionsstufe des Reaktors EtOH eingespeist wird. Durch diese Maßnahme lässt sich eine bessere Temperatursteuerung der adiabaten Umsetzung des MeOH zu Kohlenwasserstoffen erreichen, da die zur Verdampfung des EtOH benötigte Energie dem bei der exothermen Umsetzung des MeOH gewonnenen Reaktionsprodukt entzogen und dieses dadurch gekühlt wird. Die infolge der Einspeisung von EtOH erzielbare effiziente Temperatursteuerung der bei der adiabaten Umsetzung ablaufenden chemischen Reaktionen führt sowohl zu einer Steigerung der Ausbeute an Zielprodukten als auch zur Einsparung von Apparaten, wie Wärmeübertragern, etc. Die Einspeisung von EtOH in den mehrstufigen Reaktor erfordert zusätzlich lediglich eine mit einer Mengenregelung ausgestattete Aufgabeeinrichtung. Darüber hinaus lässt sich mit EtOH als Zusatzeinspeisung das für das Zielprodukt angestrebtes Verhältnis von C2H4 zu C3H6 einstellen. Ohne die direkte Rückkühlung der bei der Umsetzung von MeOH erzeugten Reaktionsprodukte wären für die Temperatursteuerung der Umsetzung zusätzliche Apparate, wie außen oder innen liegende Wärmeübertrager mit Kühlmedien sowie Separatoren, externe Kühleinrichtungen etc. und apparatetechnische Komponenten erforderlich. Es ist auch von Vorteil, dass durch die endotherme Umsetzung des EtOH zu C2H4 die Reaktionswärme der exothermen Reaktion der Umsetzung des MeOH deutlich reduziert und infolgedessen ein ausgesprochen günstiges Temperaturniveau im Reaktor einstellbar ist.
Bei den in dem Reaktor herrschenden kurzen Verweilzeiten läuft die Dehydratisierung von EtOH zu C2H4 ohne erkennbare Weiterreaktion zu unerwünschten Folgeprodukten, wie C4+-Olefinen, Paraffinen, Aromaten und/oder Naphthenen ab. Infolge der kurzen Verweilzeiten, die nur durch Zuspeisung von EtOH auf mehrere Reaktionsstufen möglich sind, läuft die Umsetzung vom EtOH und MeOH praktisch unabhängig voneinander ab. Beide vorstehend beschriebenen Effekte ermöglichen eine gezielte $
Produktverteilung von C2H4 und C3H6 durch ein entsprechendes Verhältnis der Mengen an dem Reaktor zugespeisten EtOH und MeOH.
Für den Betrieb des Verfahrens ist es von Vorteil, wenn als Festbett-Katalysator ein Zeolith mit Pentasilstruktur, vorzugsweise vom Typ ZSM-5 oder MFI-Z eingesetzt wird.
Vorteilhafterweise werden für die Durchführung des Verfahrens die Umsetzungstemperaturen auf einen Bereich von 360 bis 550° C, vorzugsweise 400 bis 500° C und die Drücke auf einen Bereich von 0,5 bis 5,0 bar[a], vorzugsweise 1 ,0 bis 3,0 bar[a] eingestellt.
Eine vorzugsweise Ausbildung des erfindungsgemäßen Verfahren ist darin zu sehen, dass für das Herstellen des Zielprodukts 0,1 bis 5,0 kg, vorzugsweise 0.3 bis 3,0 kg, insbesondere 0,2 bis 2,0 kg MeOH pro kg Festbett-Katalysator und Stunde eingesetzt werden und das Gesamt-Massenverhältnis von in den Reaktor eingespeistem EtOH zu dem Reaktor aufgegebenem MeOH (Summe über alle Reaktionsstufen) 0,01 bis 1 ,0 kg/kg, vorzugsweise 0,02 bis 0,8 kg/kg, insbesondere 0,005 bis 0,5 beträgt.
Die Erfindung wird nachfolgend näher und beispielhaft erläutert:
Beispiel 1:
Zur Veranschaulichung der Produktverteilung beim Umsetzen von EtOH ohne Zugabe von MeOH werden 50 g eines Zeolith-Katalysators in einen isothermen Festbettreaktor eingefüllt, danach wird auf eine Temperatur von 450° C bei einem Druck von 1 bar[a] aufgeheizt und ein EtOH-Wasser-Gemisch dem Festbettreaktor aufgegeben. Das erzeugte heiße Reaktionsgemisch wird kondensiert und die Gas-Wasser-Phase bzw. etwaige Benzin-Phasen getrennt analysiert. Die Analyse führt zu folgenden Ergebnissen:
WHSV (EtOH) 1 (kg/kg h)
WHSV (H2O) 2 (kg/kg h)
X (EtOH) 100 (%)
Y(C2=) 97 (mol C/mol C)
Y(C3=) 1 (mol C/mol C)
Y(Olefine) 99 (mol C/mol C)
Y(Paraffine) 1(mol C/mol C) ^
(WHSV ~ weight-hourly-space-velocity; X ~ Umsatz; Y ~ Ausbeute )
Die Ergebnisse zeigen, dass die Umsetzung mit sehr hoher Ausbeute zu C2H4 führt.
Beispiel 2:
Bei gleichem Verfahrensaufbau und gleicher Verfahrensdurchführung wie in Beispiel 1 wird EtOH in Gegenwart von MeOH umgesetzt. Für das zeitgleiche Umsetzen von EtOH und MeOH lassen sich die Selektivitäten der Umsetzung von EtOH nur durch genaues Trennen und Herausrechnen der in ihrer Selektivitätsverteilung bekannten Umsetzung von MeOH ermitteln. Die Analyse führt zu folgenden Ergebnissen:
WHSV (EtOH) 0,5 (kg/kg h)
WHSV (MeOH) 0,5 (kg/kg h)
WHSV (H2O) 2 (kg/kg h)
X (EtOH) 100 (%)
Y (C2= ex EtOH) 83 (mol C/mol C)
Y (C3=) 10 (mol C/mol C)
Andere 7 (mol C/mol C)
Eine vergleichende Gegenüberstellung der Analysewerte zeigt, dass die zeitgleiche Umsetzung von EtOH und MeOH weitgehend unabhängig voneinander abläuft.
Aus den Ergebnissen der vorstehenden Beispiele 1 und 2 lässt sich folgendes in der Zeichnung in Fig. 1 dargestelltes Ausführunqsbeispiel ableiten:
Über die Leitung (1) wird in den Reaktor (2), in dem sechs senkrecht nacheinander geschaltete Reaktionsstufen (2a, 2b, 2c, 2d, 2e, 2f) eingebaut sind, über Kopf ein gasförmiger Einsatzstrom, im wesentlichen bestehend aus 40 Gew. % MeOH und DME, 25 Gew. % Wasser und 35 Gew. % Jφhjeηwasserstqffen^
Temperatur von 460° C bei einem Druck von 2,3 bar[a] der ersten Reaktionsstufe (2a) zugeführt. In den Einsatzstrom und in die Zwischenproduktströme der Reaktionsstufen (2b, 2c, 2d, 2e, 2f) wird über die Leitungen (3a, 3b, 3c, 3d, 3e, 3f) flüssiges EtOH in einer Gesamtmenge von EtOHgeSamt zu MeOHgeSamt von 1 : 10 eingespeist. Am Austritt des Reaktors (2) wird über Leitung (4) ein Produktstrom (Zielprodukt) abgezogen und zur Aufarbeitung und Trennung der Komponenten ausgeleitet.
Wird in den Einsatzstrom sowie in die Produktströme zwischen den Reaktionsstufen kein flüssiges EtOH eingeleitet, so ergeben sich folgende Umsätze (Referenzwerte): η
C3= ~ 100 %; C2= ~ 100 %; C2= / C2= + C3= - 2,4 %.
Durch den Zusatz von flüssigem EtOH verbessern sich die Umsätze wie folgt:
C3= ~ 103 %; C2= ~ 490 %; C3= / C2= + C3= ~ 10,9 %.
Die zusätzlich Bildung von C3H6 ergibt sich teilweise aus dem besseren
Temperaturprofil unter den Bedingungen des Zusatzes von EtOH, wodurch die
Eintrittstemperaturen pro Reaktionsstufe um 2 bis 5° C angehoben werden, ohne dass die Maximaltemperatur am Ende jeder Reaktionsstufe überschritten wird.
Mit steigender Zahl an Reaktionsstufen nimmt der positive Effekt der hochselektiven Umsetzung von EtOH zu C2H4 ab, d.h. je weiter hinten in dem mit mehreren Reaktionsstufen ausgerüsteten Reaktor die Einspeisung von EtOH erfolgt, desto besser ist die zielgerichtete Ausbeute der eingespeisten Menge an EtOH.
Das erfindungsgemäße Verfahren ermöglicht somit eine gezielte Einstellung der notwendigen Produktverteilung von C2H4 und C3H6 für die Herstellung von Polypropylen-Copolymeren
Einen weiterer mit der Erfindung erzielte Vorteil besteht darin, dass für die Durchführung des Verfahrens auf den Einsatz von reinem EtOH (>99 %) verzichtet und technisches EtOH (94 %, Rest Wasser) benutzt werden kann, da auf Grund der positiven Wirkung der mehrstufigen Einspeisung von EtOH der Wasseranteil nicht nur nicht stört, sondern auch für den Ablauf der Gesamtreaktionen hilfreich ist; beispielweise werden Verkokungserscheinungen stärker unterdrückt und die adiabate Temperaturerhöhung gesenkt.
Der Effekt der separat ablaufenden Umsetzung des EtOH bei gleichzeitig hohen Ausbeuten an C2H4 und C3H6 kann praktisch nur durch die mehrstufige Einspeisung des EtOH realisiert werden, da so zumindest der in die letzte Reaktionsstufe eingespeiste EtOH -Teilstrom mit voller Ausbeute zu den Zielprodukten , insbesondere C2H4, abreagiert. Wird jedoch das EtOH komplett in eine Reaktionsstufe dosiert so laufen eine steigende Menge unerwünschter Folgereaktionen aus dem zu Beginn gebildeten C2H4 ab.

Claims

Patentansprüche:
1. Verfahren zum Herstellen eines C3H6 und C2H4 enthaltenden Produkts durch zeitgleiches Umsetzen von MeOH und EtOH in einem mehrere Reaktionsstufen enthaltenden adiabaten, sequentiell betriebenen Reaktor, wobei jede Reaktionsstufe mit einem Festbett aus formselektiven Katalysator belegt ist, indem ein gasförmiger MeOH1 DME, H2O und ggf. einen oder mehrere C2-, C3-, C4-, C5-,C6-, C7-, Cs- Olefine und -Paraffine enthaltender Einsatzstrom mit Temperaturen von 300 bis 600° C bei Drücken von 0,1 bis 20 bar[a] wenigstens der ersten Reaktionsstufe des Reaktors aufgegeben wird, dadurch gekennzeichnet, dass in wenigstens eine der Reaktionsstufen des Reaktors EtOH eingespeist wird.
2. Verfahren nach Anspruchi , dadurch gekennzeichnet, dass der Festbett- Katalysator aus Zeolith vom Pentasiltyp, vorzugsweise des Typs ZSM-5, besteht.
3. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 und 2, dadurch gekennzeichnet, dass die Umsetzung bei Temperaturen von 360 bis 550° C, vorzugsweise 400 bis 500° C durchgeführt wird.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass die Umsetzung bei Drücken von 0.5 bis 5,0 bar[a], vorzugsweise 1 ,0 bis 3,0 bar[a] durchgeführt wird.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass
0,1 bis~5,0 kg, vorzugsweise 0,3 bis 3,0 kg, insbesondere 0,2 bis 2,0 kg MeOH pro kg Festbett-Katalysator und Stunde eingesetzt werden und das Gesamt- Massenverhältnis von eingespeistem EtOH zu aufgegebenem MeOH 0,01 bis 1 ,0 kg/kg, vorzugsweise 0,02 bis 0,8 kg/kg, insbesondere 0,005 bis 0,5 kg/kg beträgt.
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