WO2012049246A2 - Verfahren zum langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen gasphasenoxidation von propen zu acrolein - Google Patents

Verfahren zum langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen gasphasenoxidation von propen zu acrolein Download PDF

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WO2012049246A2
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Klaus Joachim MÜLLER-ENGEL
Frank Rosowski
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Basf Se
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    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
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    • C07C47/20—Unsaturated compounds having —CHO groups bound to acyclic carbon atoms
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
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    • C07C45/27—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by oxidation
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    • C07C45/35—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by oxidation with molecular oxygen of CHx-moieties in unsaturated compounds in propene or isobutene

Definitions

  • the present invention relates to a process for the long-term operation of a heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrolein, in which a propylene, molecular oxygen and at least one inert gas-containing reaction gas input mixture containing the molecular oxygen and the propene in a molar ratio O2: C3H6> 1, with the proviso of a fixed catalyst bed whose active material is at least one multimetal oxide containing the elements Mo, Fe and Bi, results in the fixed catalyst bed being arranged in two spatially successive (and usually adjacent) temperature zones A, B (over two both the temperature T A of the temperature zone A and the temperature T B of the temperature zone B is a temperature in the temperature range from 280 to 420 ° C., the reaction gas input mixture the temperature zones A, B in the chronological order
  • a diluent gas which is essentially inert under the conditions of the heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propene to acrolein (also termed "inert gas” in this document) is understood in this document to mean diluent gases whose constituents are under the conditions of the heterogeneously catalyzed gas phases - partial oxidation (or partial gas-phase oxidation) - each component considered separately tet - to more than 95 mol%, preferably more than 97 mol% and more preferably more than 99 mol% remain unchanged.
  • reaction gas mixture eg reaction gas input mixture
  • Normlitern Nl; the volume in liters, the corresponding reaction gas mixture amount under normal conditions, ie, at 0 ° C and 1 atm (1013 , 25 hPa)
  • the load can also be related to only one component of the reaction gas mixture. Then it is the volume of Nl of this component which is fed to the fixed catalyst bed per hour, based on the volume of its bed.
  • the reaction gas input mixture contains i.a. therefore, inert gas to keep the reaction gas mixture outside the explosion range.
  • Acrylic acid is a significant monomer which can be used as such or in the form of its alkyl esters to produce e.g. as adhesives suitable or water-absorbing polymers is used.
  • Acrolein is a significant intermediate.
  • the fixed catalyst bed has the task of causing the desired particle oxidation of the propene, e.g. towards the complete oxidation of propene to carbon oxides and water, preferably expires.
  • the chemical reaction takes place when the reaction gas mixture flows through the fixed catalyst bed, during the residence time of the reaction gas mixture in selbigem.
  • the heterogeneously catalyzed partial gas-phase oxidation of propene to acrolein is highly exothermic.
  • the sole measure of a catalyst addition is normally insufficient in view of the most selective conversion of the propene to acrolein.
  • the temperature zones A, B are thereby usually realized by introducing the fixed catalyst bed into a reaction space (eg the interior of a (reaction) pipe), in two substantially separate from each other, in the flow direction of the reaction gas mixture
  • a fluid (preferably liquid) heat transfer medium a heat exchange medium
  • a heat exchange medium is guided or glided (in and out) in space-sequential (and usually contiguous) sections A, B Enclosure of the reaction space (the wall of the reaction space) along the respective section A or B touched (is in contact with the same).
  • the guided in section A heat transfer medium is normally at the temperature T A and the guided in section B heat transfer medium is normally supplied at the temperature T B.
  • the total heat capacity of the guided heat transfer stream is normally much larger than the total heat capacity of the reaction gas mixture stream.
  • Heat transfer medium is implicitly described in EP-A 700714 and explicitly described in EP-A 1547994.
  • the temperature of the part of the fixed catalyst bed (or part of the fixed bed catalyst bed) in the temperature zone is determined by the method of the invention, but in the fictive absence of the chemical heat of reaction Understood.
  • This temperature usually corresponds essentially to the temperature with which the associated heat transfer medium of the respective temperature zone flows.
  • the fixed catalyst bed (the fixed catalyst bed) can be in the contact tubes (reaction tubes) of a so-called two-zone tubular bundle reactor (heaped up), as described, for example, in DE-A's
  • a preferred variant of a two-zone tube bundle reactor which can be used according to the invention is disclosed in DE-C 2830765.
  • the two-zone tube bundle disclosed in DE-C 2513405, US-A 3,147,084, DE-A 2201528, EP-A 383224 and DE-A 2903218 are also disclosed.
  • actuators are suitable for carrying out the relevant procedure.
  • the fixed-bed catalyst bed (fixed catalyst bed) to be used according to the invention is located in the reaction tubes of a multi-contact fixed-bed reactor (tube bundle reactor) and around the reaction tubes are two substantially spatially separate tempering media (fluid heat exchangers, heat exchange means), e.g. ionic liquids, water (steam), molten salts or liquid metals (conducted, on and off).
  • the pipe section, over which the respective salt bath or metal bath extends, represents a temperature zone.
  • Corresponding temperature zones may also be used in thermal plate reactors, e.g. WO 2005/009608, or in heat exchanger plate reactors, e.g. EP-A 1577001 describes to be set up.
  • the already mentioned inert diluent gases used in the reaction gas input mixture which are able to absorb the heat of reaction liberated with their heat capacity (internal measures of temperature control), contribute to the control of the reaction temperature course in the fixed catalyst bed.
  • molecular nitrogen is automatically used whenever air is used as the source of oxygen for heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation.
  • Another widely used inert diluent gas is water vapor due to its general availability and advantageous molar leaching capacity.
  • inert diluent gases typically used are noble gases (eg He, Ar, Ne) or the carbon oxides CO2 and / or CO.
  • Suitable inert gases with comparatively high molar heat capacity are, for example, saturated hydrocarbons such as, for example, n-propane and ethane, for the heterogeneously catalyzed partial gas-phase oxidation of propene to acrolein.
  • recycle gas is also used as inert diluent gas (cf EP-A 1 180508).
  • the residual gas is referred to, after a single-stage or multi-stage (the heterogeneously catalyzed partial oxidation of propene to acrolein can be used as only first reaction stage of a two-stage heterogeneously catalyzed partial oxidation of propene to acrylic acid) heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propene to acrolein or acrylic acid then remains, if one from the product gas mixture, the target product (acrolein or acrylic acid) more or less selectively (eg by absorption in a suitable solvent, or by fractional condensation, or by a superposition of absorption and condensation) has separated (see, eg, WO 2007/082827, page 6 ff).
  • the inert diluent gases used for the partial oxidation consists predominantly of the inert diluent gases used for the partial oxidation and of water vapor which is usually formed by-product as a by-product or added as a diluent gas and carbon oxides formed as a side reaction by undesired complete oxidation. In some cases, it still contains small amounts of molecular oxygen not consumed in the partial oxidation (residual oxygen) and / or unreacted propene and / or unreacted intermediate acrolein.
  • the effective temperature of the fixed catalyst bed is the actual temperature of the fixed catalyst bed, which includes both the influence of the guided outside the reaction space fluid heat carrier, and the heat of reaction of the partial oxidation (whereas the term "temperature of the temperature zone", as already said, the influence of the heat of reaction
  • the temperature of a temperature zone is normally substantially constant in the flow direction along the same as the effective temperature of the fixed catalyst bed, and if the temperature of a temperature zone is not completely constant, the term "temperature of a temperature zone” means the (numerical) average the temperature over the temperature zone.
  • the temperature of the individual temperature zones is essentially independent of each other. Normally, the effective temperature of the fixed catalyst bed at each bed height is greater than the temperature of the associated temperature zone.
  • the temperature of the reaction gas mixture (and thus also the effective temperature of the fixed catalyst bed) during the transit
  • the catalyst fixed bed in the direction of flow of the reaction gas mixture in the respective temperature zone passes through a maximum value or decreases from such a maximum value (the so-called hot spot value T maxA (in the temperature zone A) or j max B (j n of the temperature zone B)).
  • T maxA in the temperature zone A
  • j max B j n of the temperature zone B
  • the difference between the hotspot value and the temperature of the associated temperature zone is referred to as the hotspot extent ⁇ ⁇ ⁇ (in the temperature zone A) or ⁇ ⁇ ⁇ (in the temperature zone B).
  • the general process conditions are generally advantageously chosen so that T max A - T max B > 0 ° C. in the freshly charged fixed catalyst bed (compare WO 2004/085362, WO 2004/085370 and WO 2004/085363 ).
  • the general process conditions are normally chosen so that both ⁇ ⁇ ⁇ and ⁇ ⁇ ⁇ do not generally exceed 90 ° C. Most of these temperature differences are> 3 ° C and ⁇ 80 ° C, or ⁇ 70 ° C, often> 5 ° C and ⁇ 60 ° C, or ⁇ 50 ° C. In terms of application, ⁇ ⁇ ⁇ is 40 to 90 ° C, or 40 to 80 ° C.
  • the change of ⁇ ⁇ ⁇ or ⁇ ⁇ ⁇ normally increases when the temperature of the associated temperature zone increases by +1 ° C. (see the acknowledged prior art documents) ⁇ +9 ° C, preferably ⁇ + 7 ° C, or ⁇ + 5 ° C or ⁇ + 3 ° C, but> + 0 ° C (see for example EP-A 1 106598).
  • T A and T B in the temperature range from 280 ° C to 420 ° C ensures economic propene conversions (typically> 90 mol%) in a single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed (especially by the freshly charged fixed catalyst bed).
  • the catalysts of the fixed catalyst bed for the heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrolein generally have as active composition at least one multimetal oxide containing the elements Mo, Fe and Bi (cf., for example, WO 2004/085362).
  • the fixed catalyst bed normally loses quality with increasing operating time (see, for example, DE-A 102004025445).
  • the volume-specific activity of the fixed catalyst bed generally deteriorates (under otherwise unchanged process conditions, the propene conversion related to the one-time passage of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed decreases with increasing operating time, which results in the intended space-time yield of acrolein production unit of acrolein or to acrolein and acrylic acid).
  • the selectivity of the acrolein formation or of the overall target product formation on acrolein and acrylic acid also suffers.
  • EP-A 1 106598 and DE-A 10351269 try to take into account the aforementioned development in the long-term operation of the heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of the propene to acrolein by the temperature of the temperature zone in which the fixed catalyst bed is located, and with this Temperature of the fixed catalyst bed is gradually increased under otherwise largely constant operating conditions to substantially maintain the propene conversion with a single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed (it can, as for example WO 2004/085369, the
  • DE-A 10351269, DE-A 10350812 and EP-A 614872 recommend that the quality reduction of the fixed catalyst bed in long-term operation be counteracted in addition by the fact that the fixed catalyst bed is regenerated from time to time;
  • the process of heterogeneously catalyzed fixed bed gas phase partial oxidation of propene to acrolein (or to acrolein and acrylic acid) is interrupted and, for. passing a hot mixture of molecular oxygen and inert gas through the fixed catalyst bed; In this way, it is possible to reverse a reversible part of the reduction in the quality (of the aging) of the fixed catalyst bed).
  • Such regeneration can also according to DE-A
  • EP-A 1 106598 and DE-A 10351269 suggest a synchronous increase in the temperature in the two temperature zones A, B. That is, T A and T B are each increased to the same extent (by as much ° C).
  • WO 2007/082827 therefore recommends carrying out the long-term operation of a heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrolein as described above (this is always also a gas phase partial oxidation of propene to acrolein and acrylic acid) so as to counteract the reduction in the quality of the fixed catalyst bed ,
  • the fixed catalyst bed must be at least partially replaced (see DE-A 10232748) or completely by a fresh fixed catalyst bed for the overall target product formation on acrolein and acrylic acid. This time is referred to as the endpoint of the service life of the fixed catalyst bed.
  • the object of the present invention was therefore to provide an improved process for the long-term operation of a heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrolein carried out in two temperature zones as described at the beginning of this document To provide, which also ensures a satisfactory selectivity of the acrolein formation or the overall target product formation of acrolein and acrylic acid with an improved service life of the fixed catalyst bed over the operating time.
  • a method for the long-term operation of a heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrolein (this is always a Gasphasenpartialoxida- tion of propene to acrolein and acrylic acid), which comprises a propene, molecular oxygen and at least one inert gas reaction gas input mixture containing the molecular Oxygen and the propene in a molar ratio O2: C 3 H6> 1, as determined by a fixed catalyst bed, the active material is at least one containing the elements Mo, Fe and Bi multimetal, that
  • the fixed catalyst bed is arranged in two spatially successive temperature zones A, B,
  • both the temperature T A of the temperature zone A and the temperature T B of the temperature zone B are a temperature in the temperature range from 280 to 420 ° C,
  • the load of the fixed catalyst bed with the propene contained in the reaction gas input mixture is> 140 Nl propene / liter fixed catalyst bed h
  • the difference ⁇ ⁇ for carrying out the process according to the invention on the freshly charged fixed catalyst bed is usually ⁇ 50 ° C. and preferably ⁇ 40 ° C.
  • the setting of the above differences AT BA for carrying out the process according to the invention on the freshly charged fixed catalyst bed is accompanied by a difference T maxA -T maxB which is> 0 ° C. and ⁇ 80 ° C., or ⁇ 70 ° C.
  • T maxA - T maxB in carrying out the process according to the invention on freshly charged fixed catalyst bed (ie, at the beginning of the inventive method) are therefore> 1 ° C and ⁇ 60 ° C, or ⁇ 50 ° C, preferably> 2 ° C and ⁇ 40 ° C, with advantage> 3 ° C and ⁇ 30 ° C, with particular advantage> 5 ° C or> 10 ° C and ⁇ 25 ° C and very particularly preferably> 5 ° C and ⁇ 20 ° C or ⁇ 15 ° C.
  • T B undergoes a greater increase in long-term operation as T A.
  • both T B and T A can be increased.
  • the increase in T B is 1, 2 to 5 times the increase in T A , in each case based on the same operating time in the long-term operation of the method according to the invention. That is, favorable processes of the invention are those in which the increase in T B is 1.5 to 4 times, or 1.5 to 3 times (eg, 2 times) the increase in T A , respectively to the same operating time in the long-term operation of the method according to the invention.
  • the procedure of the invention includes a "negative" is the difference T maxA - jmaxB n j C
  • the temperatures of the temperature zones A and B in large-scale operation for various reasons certain fluctuations (usually within the interval ⁇ 20 ° C or ⁇ 10 ° C lying) may be subject (For example, if an intermediate regeneration according to DE-A 10351269 is made immediately after the intermediate regeneration (compared to the operation immediately before the intermediate regeneration) are generally lower temperatures (in individual cases, this temperature difference can also be up to 40 ° C or more amount) of the temperature zones is sufficient to ensure the same propene conversion, based on the single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed, under otherwise unchanged conditions).
  • the actual course of the temperature of the respective zone is plotted over time and a compensation curve is set by the measuring points according to the method of the least sum of the deviation squares developed by Legendre and Gauss. If the features according to the invention are fulfilled on the basis of these compensation curves, use is made of the method according to the invention.
  • Propene charges of the fixed catalyst bed which are in an interval (X ⁇ 10) Nl / lh, are considered for the purposes of the invention as one and the same Propenbelastung.
  • a procedure according to the invention is also present if the long-term operation is interrupted in the case of propene loadings of the fixed catalyst bed of> 140 Nl per liter / l fixed catalyst bed h by a low-load operation (propene loading of the fixed catalyst bed ⁇ 140 Nl / lh) and when the low-load operating phases are blanked out high load long-term operating pattern according to the invention results.
  • the process according to the invention makes use of the process according to the invention only over a certain time range of the long-term operation and leaves the long-term mode of operation according to the invention in advance of the partial or complete replacement of the fixed catalyst bed by a fresh bed.
  • ⁇ ⁇ does not exceed 70 ° C. in the long-term operation of the process according to the invention.
  • ⁇ ⁇ will particularly advantageously not exceed 60 ° C., and very particularly advantageously not exceed 50 ° C.
  • Particularly favorable methods according to the invention are those in which ⁇ ⁇ over the entire operating life of the long-term operation in the range 10 ° C to 50 ° C, preferably in the range 15 ° C to 45 ° C, and most preferably in the range 20 ° C to 40 ° C is.
  • Processes according to the invention are, for example, those processes in which ⁇ ⁇ increases by at least 5 ° C, or at least 10 ° C, or at least 15 ° C, or at least 20 ° C, or at least 25 ° C, with increasing service life increased by at least 30 ° C.
  • ⁇ ⁇ in the process according to the invention will increase by not more than 50 ° C, usually by not more than 30 ° C, often by not more than 20 ° C.
  • the temperature T A will be in the range from 300 to 400 ° C, and preferably in the range from 310 ° C to 390 ° C or in the range from 320 ° C to 380 ° C over the entire operating time.
  • the temperature T B over the entire service life often in the range of 305 ° C to 415 ° C, preferably in the range of 315 ° C to 410 ° C and more preferably in the range of 330 ° C to 410 ° C. move.
  • the conversion of propylene resulting in the temperature zone A in the long-term operation according to the invention over the entire operating time is advantageously 50 to 80 mol% and particularly advantageously 55 to 75 mol%.
  • the conversion of the propene based on a single pass of the reaction gas mixture over the entire operating time in the long-term operation according to the invention is advantageous according to the invention to a value of> 92 mol%, or> 94 mol%, preferably> 96 mol% and very particularly prefers
  • the long-term operation of the method according to the invention will be at least 2 months of operation, or at least 4 operating months, or at least 6 months of operation, or at least 9 months of operation, or at least 1 year of operation, or at least 1, 5 years of operation, or at least 2 Operating years, or at least 2.5 years of operation, or at least 3 years of operation, and in some cases even for at least 5 years of operation, or at least 7 years of operation and in some cases even 10 years of service or more.
  • the rate of change of T B averaged over an operating time of 1000 days in the method according to the invention can be eg + 0.04 ° C / day, while at the same time the rate of change of T A averaged over the same operating time only + 0.02 ° C / day is.
  • the catalysts to be used for the process according to the invention and other process conditions will be suitably chosen so that the selectivity of acrolein formation, based on the propene reacted in the single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed, is advantageously> 82 mol%, or
  • acrylic acid is formed as a by-product (based on the molar amount of acrolein formed, as a rule in amounts of ⁇ 15 mol% and ⁇ 10 mol%, respectively).
  • the latter is particularly welcome as a by-product, when the process according to the invention forms the first reaction stage of a two-stage process of heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of propene to acrylic acid.
  • the catalysts and other process conditions to be used for the process according to the invention will suitably be selected such that the selectivity of the overall target product formation, based on the propene conversion in a single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed ,> 93 mol%, or> 95 mol%, or> 96 mol%, or> 97 mol%, or> 98 mol%.
  • the method according to the invention is preferably carried out in the two-zone multi-contact tube reactors already mentioned.
  • the radial temperature gradient of the heat carrier within a temperature zone is generally 0.01 to 5 ° C, often 0.1 to 2 ° C, and is advantageous according to the invention as low as possible.
  • the current strength of the heat carrier is generally chosen following the teaching of EP-A 700714 such that the temperature of the heat carrier from entry into the temperature zone to the exit from the temperature zone (due to de exothermic reaction) by 0 to 15 ° C. increases.
  • the aforesaid ⁇ will be 1 to 10 ° C, or 2 to 8 ° C, or 3 to 6 ° C in the present invention.
  • Advantageously ⁇ is small.
  • process according to the invention can also be carried out in other reactors of the type of an indirect heat exchanger having two temperature zones.
  • the procedure according to the invention is particularly advantageous over the procedures recommended in the prior art if the propene loading of the fixed catalyst bed is> 150 Nl / lh, or> 160 Nl / lh, or> 170 Nl / lh, or> 180 Nl / lh, or> 190 Nl / lh, or> 200 Nl / lh.
  • the propene loading of the fixed catalyst bed in the process according to the invention will be ⁇ 600 Nl / l-h, usually ⁇ 400 Nl / l-h, or ⁇ 300 Nl / l-h, or ⁇ 250 Nl / l-h.
  • the catalyst quality is increasingly irreversibly reduced with increasing operating time, which, in addition, at the same time, upon further increase in the fixed catalyst bed temperature, causes a considerable increase in the proportion of undesired full combustion in the temperature zone A.
  • An early indicator of the early onset of behavior as described above is often the time course of ⁇ ⁇ ⁇ . While ⁇ ⁇ ⁇ in the freshly charged catalyst fixed bed usually increases initially with increasing operating time and increase in T A , when using the procedure according to WO 2007/082827 in long-term operation, the time is often comparatively early, from the ⁇ ⁇ ⁇ on continuation of operation decreases. The onset of this decrease is usually a significant clue to already pronounced irreversible damage to the fixed catalyst bed.
  • condition T maxA - T maxB > 0 alone is indeed a necessary, but not sufficient, condition for a successful long-term mode of operation .
  • particularly advantageous results are obtained if, during long-term operation, the highest effective temperature of the fixed catalyst bed is maintained for as long as possible in temperature zone A and at comparatively low absolute values. The latter is the case with the long-term mode of operation according to the invention.
  • the procedure according to the invention can also be used for propene loads of the fixed catalyst bed of ⁇ 140 Nl / lh, or ⁇ 130 Nl / lh, or ⁇ 120 Nl / lh, or ⁇ 1 10 Nl / lh, or ⁇ 100 Nl / lh, or ⁇ 90 Nl / lh, or ⁇ 80 Nl / lh (usually> 60 Nl / lh).
  • the procedure according to WO 2007/082827 gains advantage over such a procedure.
  • the procedure of the invention can be applied analogously to a heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of acrolein to acrylic acid. Due to the comparatively lower exothermicity of this partial oxidation and a higher temperature sensitivity of the total oxidation (full combustion) of acrylic acid in comparison to acrolein, a procedure according to WO 2007/082827 is preferable in this case, even at high acrolein loadings of the fixed catalyst bed.
  • the process according to the invention is normally not taken up directly at the high propene loading of the fixed catalyst bed intended for stationary operation, together with the associated target conversion of propene to a single pass of the reaction gas mixture through the fixed catalyst bed.
  • T maxA in the process according to the invention will be> 350 ° C., usually> 360 ° C. and often> 370 ° C. or> 380 ° C.
  • the operating phases of the heterogeneously catalyzed Gasphasenpartialoxidationsvons from startup or restart of the catalyst fixed bed to reach the conditions of steady-state operation are not attributed to the inventive method of long-term operation (usually they extend to ⁇ 72 h, often ⁇ 48 h or ⁇ 24 h).
  • the aforementioned percentage for partial catalyst change is often not less than 5, or not less than 10, or not less than 20%.
  • the molar ratio of O 2: C 3 H 6 in the reaction gas input mixture for a partial oxidation of propene to acrolein according to the invention is> 1. Usually, this ratio will be at values ⁇ 3. Frequently, the molar ratio of O 2: C 3 H 6 in the reaction gas input mixture in the process according to the invention is> 1, 2, or> 1, 5 and ⁇ 2.0.
  • Catalysts which are advantageous according to the invention are those whose active composition is a multimetal oxide which contains at least the elements Mo, Fe and Bi, and additionally at least one of the two elements Ni and Co. It proves to be favorable if, of the abovementioned five elements (other than oxygen), based on their molar total amount G contained in the active composition, the largest molar fraction (in mol%, based on the total molar mass G), is the element Mo eliminated.
  • Multielement oxide active compositions which are particularly suitable according to the invention are thus in particular those of general formula I of DE-A 19955176, the multielement oxide active compounds of general formula I of DE-A 19948523, the multielement oxide active compounds of general formula I, II and III of DE-A 10101695, the multielement oxide active compositions of the general For my I, II and I II of DE-A 19948248 and the Multielementoxidgenmassen the general formulas I, II and I II of DE-A 19955168 and in the specifications EP-A 700 714,
  • DE-A 197 46 210 and DE-A 198 55 913 are particularly preferred. Particularly noteworthy in this context are a catalyst according to Example 1c of the
  • the active composition has the composition Moi2Ni6,5Zn 2 Fe2Bii P 0 , oo65K 0 , o60x ⁇ 10 S1O2.
  • the consecutive number 3 from DE-A 198 55 913 (stoichiometry: Moi 2 Co 7 Fe 3 Bio, 6K o, 8Sii, 60x) as hollow cylinder full catalyst of the geometry 5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 2 mm or 5 mm ⁇ 2 mm x 2 mm (each outer diameter x height x inner diameter) and the Multimetalloxid II - full catalyst according to Example 1 of DE-A 197 46 210.
  • multimetal oxide catalysts of US Pat. No. 4,438,217 should be mentioned.
  • the latter applies in particular if this has a hollow cylinder geometry of the dimensions 5.5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 3.5 mm, or 5 mm ⁇ 2 mm ⁇ 2 mm, or 5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 2 mm, or 6 mm ⁇ 3 mm x 3 mm, or 7 mm x 3 mm x 4 mm (each outer diameter x height x inner diameter).
  • IVIultimetalloxidkatalysatoren and geometries of DE-A 101 01 695 and WO 02/062737 are suitable.
  • the example 1 from DE-A 100 46 957 (stoichiometry: [B12W2O9 x 2W0 3 ] o, 5 ⁇ [Moi2Co5,6Fe2,94Sii, 59Ko, oeOx] i) as a hollow cylinder (ring) vollkatalysator the geometry 5 mm x 3 mm ⁇ 2 mm or 5 mm ⁇ 2 mm ⁇ 2 mm (in each case external diameter ⁇ length ⁇ internal diameter), as well as the coated catalysts 1, 2 and 3 from DE-A 100 63 162 (stoichiometry: Moi2Bii, 0 Fe 3 Co7Sii, 6K 0 , o8), but applied as annular shell catalysts corresponding Scha ⁇ lendicke and on carrier rings of geometry 5 mm x 3 mm x 1, 5 mm or 7 mm x 3 mm x 1, 5 mm (each outer diameter x length x inner diameter) , suitable.
  • a large number of the multielement oxide active substances suitable for the process according to the invention can be classified under the general formula I
  • X 2 thallium, an alkali metal and / or an alkaline earth metal
  • X 3 zinc, phosphorus, arsenic, boron, antimony, tin, cerium, lead and / or tungsten,
  • b 0.01 to 5, preferably 2 to 4,
  • c 0.1 to 10, preferably 3 to 10,
  • d 0 to 2, preferably 0.02 to 2
  • e 0 to 8, preferably 0 to 5,
  • n a number, which is determined by the valence and frequency of the elements other than oxygen in I, subsume.
  • Coated catalysts ie preformed inert support bodies coated with the active composition. pern, used. Of course, they can also be used in powder form as catalysts.
  • active compounds of the general formula I can be prepared in a simple manner by producing a very intimate, preferably finely divided, stoichiometrically composed, dry mixture of suitable sources of their elemental constituents and calcined this at temperatures of 350 to 650 ° C.
  • the quenching may be carried out both under inert gas and under an oxidative atmosphere such as e.g. Air (mixture of inert gas and oxygen) as well as under reducing atmosphere (for example, mixture of inert gas, N H3, CO and / or H2) take place.
  • the calcination time can be several minutes to a few hours and usually decreases with temperature.
  • Suitable sources of the elemental constituents of the multimetal oxide active compounds I are those compounds which are already oxides and / or those compounds which can be converted into oxides by heating, at least in the presence of oxygen.
  • such starting compounds are halides, nitrates, formates, oxalates, citrates, acetates, carbonates, amine complexes, ammonium salts and / or hydroxides (such compounds as N H4OH, (NH 4) 2 C0 3, N H4NO3 are N H4CHO2, CH 3 COOH, NH 4 CH 3 C02 and / or ammonium oxalate which decompose latest during the subsequent Kalcinieren to gaseous form escaping compounds and / or can be decomposed, can additionally be incorporated into the intimate dry mixture).
  • the intimate mixing of the starting compounds for the preparation of multimetal oxide active compounds I can be carried out in dry or in wet form. If it is carried out in dry form, then the starting compounds are expediently used as finely divided powders and subjected to the Kaicination after mixing and optionally compacting. Preferably, however, the intimate mixing takes place in wet form.
  • the starting compounds are mixed together in the form of an aqueous solution and / or suspension. Particularly intimate dry mixtures are obtained in the described mixing process when starting exclusively from sources of the elementary constituents present in dissolved form.
  • the solvent used is preferably water.
  • the resulting aqueous composition is dried, wherein the drying process is preferably carried out by spray-drying the aqueous mixture with outlet temperatures of 100 to 150 ° C.
  • the multimetal oxide active compounds of the general formula I are used in the (fresh) fixed bed catalyst charge for a gas phase partial oxidation according to the invention to form acrolein not in powder form but to specific catalyst geometries, wherein the shaping can take place before or after the final quenching.
  • the active composition or its uncalcined and / or partially calcined precursor composition can be obtained by compaction to the desired catalyst geometry (e.g.
  • Suitable Vollkatalysatorgeometrien are eg solid cylinder or hollow cylinder with an outer diameter and a length of 2 to 10 mm. In the case of the hollow cylinder, a wall thickness of 1 to 3 mm is appropriate.
  • the full catalyst may also have spherical geometry, wherein the ball diameter may be 2 to 10 mm.
  • a particularly favorable hollow cylinder geometry is 5 mm ⁇ 3 mm ⁇ 2 mm (outer diameter ⁇ length ⁇ inner diameter), in particular in the case of solid catalysts.
  • the shaping of the pulverulent active composition or its pulverulent, not yet and / or partially calcined precursor composition can also be effected by application to preformed inert catalyst supports.
  • the coating of the carrier bodies for the preparation of the coated catalysts is usually carried out in a suitable rotatable container, as e.g. from DE-A 29 09 671, EP-A 293 859 or from EP-A 714 700 is known.
  • the powder to be applied is moistened to coat the carrier body and after application, e.g. by means of hot air, dried again.
  • the layer thickness of the powder mass applied to the carrier body is expediently selected in the range from 10 to 1000 ⁇ m, preferably in the range from 50 to 500 ⁇ m, and more preferably in the range from 150 to 250 ⁇ m.
  • carrier materials it is possible to use customary porous or non-porous aluminum oxides, silicon dioxide, thorium dioxide, zirconium dioxide, silicon carbide or silicates, such as magnesium silicate or aluminum silicate. As a rule, they are essentially inert with respect to the target reaction according to the invention.
  • the carrier bodies may be regularly or irregularly shaped, with regularly shaped carrier bodies having a marked surface roughness, e.g. Spheres or hollow cylinders are preferred.
  • substantially nonporous, surface roughness, spherical supports of steatite for example steatite C 220 from CeramTec
  • the diameter of which is 1 to 8 mm, preferably 4 to 5 mm, is suitable.
  • cylinders as carrier bodies whose length is 2 to 10 mm and whose outer diameter is 4 to 10 mm.
  • the wall thickness is usually from 1 to 4 mm.
  • annular carrier body have a length of 2 to 6 mm, an outer diameter of 4 to 8 mm and a wall thickness of 1 to 2 mm.
  • rings of the geometry 7 mm ⁇ 3 mm ⁇ 4 mm are also suitable according to the invention
  • Y 2 molybdenum, or tungsten, or molybdenum and tungsten
  • Y 3 an alkali metal, thallium and / or samarium
  • Y 4 nickel and / or cobalt, and optionally one or more of the elements copper, manganese, zinc, tin, cadmium, mercury and the alkaline earth metals,
  • Y 5 iron or iron and at least one of the elements chromium and cerium
  • Y 6 phosphorus, arsenic, boron and / or antimony
  • Y 7 a rare earth metal, titanium, zirconium, niobium, tantalum, rhenium, ruthenium, rhodium, silver, gold, aluminum, gallium, indium, silicon, germanium, lead, thorium and / or uranium,
  • x ', y' numbers which are determined by the valence and frequency of the elements other than oxygen in II and
  • p, q numbers whose ratio p / q is 0.1 to 10, comprising three-dimensionally extended regions of the chemical composition Y 1 a Y 2 b Cy whose local diameter is defined by their local environment due to their different compositions from their local environment ( longest passing through the center of gravity of the range connecting distance of two located on the surface (interface) of the area points) 1 nm to 100 ⁇ , often 10 nm to 500 nm or 1 ⁇ to 50 or to 25 ⁇ , is.
  • Particularly advantageous multimetal II invention are those in which Y 1 is only bismuth.
  • Z 4 thallium, an alkali metal and / or an alkaline earth metal
  • Z 5 phosphorus, arsenic, boron, antimony, tin, cerium and / or lead,
  • Z 6 silicon, aluminum, titanium and / or zirconium
  • Z 7 copper, silver and / or gold
  • e 0.01 to 5, preferably 0.1 to 3,
  • x ", y" numbers determined by the valence and frequency of the element different from oxygen in III
  • multimetal oxide compositions II catalysts With regard to the shaping, with respect to multimetal oxide compositions II catalysts, what has been said for the multimetal oxide compositions I catalysts applies.
  • the preparation of multimetal oxide compositions II active compounds is described, for example, in DE Application No. 102008054586.4, DE-A 102008040093, DE-A 102008040094, EP-A 575 897 and DE-A 198 55 913.
  • the inert carrier materials recommended above are, inter alia, also suitable as inert materials for dilution and / or delimitation of the corresponding fixed catalyst bed, or as their protective bedding or as bedding.
  • the volume-specific activity of the (fresh) fixed catalyst bed in the flow direction of the reaction gas mixture over the length of the flow path may be constant, or advantageously at least once (continuously, or abruptly or stepwise ) increase. It is advantageous if the active composition does not change over the length of the flow path of the reaction gas mixture (i.e., within the fresh fixed catalyst bed).
  • the fixed-bed catalyst charge consists of at least two spatially successive fixed bed catalyst charge zones, wherein the volume-specific activity within a fixed bed catalyst charge zone is substantially constant and increases rapidly in the flow direction of the reaction gas mixture during the transition from one fixed bed catalyst charge zone to another fixed bed catalyst charge zone.
  • volume-specific (ie normalized to the unit of the respective bulk volume) activity of a fixed bed catalyst bed zone can now be adjusted in a substantially constant manner over the fixed bed catalyst bed zone by starting from a basic quantity of uniformly prepared shaped catalyst bodies (their bed corresponds to the maximum) achievable volume-specific activity) and this in the respective fixed bed catalyst bed zone with respect to the heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation substantially inert behaving moldings (dilution molded article) homogeneously diluted.
  • Suitable materials for such inert shaped diluents are, in principle, all those which are also suitable as support material for shell catalysts suitable in accordance with the invention.
  • porous or non-porous aluminum oxides e.g. porous or non-porous aluminum oxides, silicon dioxide, thioxide, zirconium dioxide, silicon carbide, silicates such as magnesium silicate or aluminum silicate or the already mentioned steatite (for example steatite C 220 from CeramTec).
  • silicates such as magnesium silicate or aluminum silicate or the already mentioned steatite (for example steatite C 220 from CeramTec).
  • inert shaped diluent bodies can in principle be arbitrary. That is, it may be, for example, balls, polygons, solid cylinders or rings. According to the invention, preference is given to choosing those whose inertial geometry corresponds to that of the shaped catalyst bodies to be diluted with them as inert shaped diluents. According to the invention, it is favorable, as already stated, if the chemical composition of the active composition used does not change over the entire fixed bed catalyst charge. That is, although the active composition used for a single shaped catalyst body can be a mixture of different multimetal oxides containing, for example, the elements Mo, Fe and Bi, the same mixture must be used for all shaped catalyst bodies of the fixed catalyst bed.
  • a volume-specific activity which increases zone-wise (is particularly advantageous) in the flow direction of the reaction gas mixture over the fixed-bed catalyst charge can thus be achieved in a simple manner, e.g. set by starting the bed in a first fixed bed catalyst bed zone with a high proportion of inert diluent with respect to a variety of shaped catalyst bodies, and then reduces this proportion of diluent bodies in the flow direction zone by zone.
  • a zone-wise increase in volume-specific activity advantageous according to the invention is also e.g.
  • volume-specific activity can be achieved by using different bulk density catalyst geometries (e.g., in full catalysts having identical active composition of the various geometries). Needless to say, the variants described can also be used in combination.
  • mixtures of catalysts having a chemically different active-material composition and as a consequence of this different composition of different activity can in turn be varied zone by zone in their composition and / or diluted with different amounts of inert diluent molding so that the volume-specific activity in the flow direction of the reaction gas mixture increases in zones.
  • inert material eg only shaped diluent bodies
  • the shaped tablets used for the inert bed can have the same geometry as the shaped catalyst bodies used in the fixed-bed catalyst bed.
  • the geometry of the shaped bodies used for the inert packing can also be different from the abovementioned geometry of the shaped catalyst bodies (for example spherical instead of annular).
  • the temperature zones A and B may also extend to the Inert subjectungen in the inventive method.
  • both the temperature zone A and the temperature zone B for a partial oxidation of propene to acrolein according to the invention advantageously do not detect more than three fixed bed catalyst bed zones (according to the invention, at least one fixed bed catalyst bed zone is advantageously detected by both temperature zones).
  • the entire fixed bed catalyst bed particularly preferably does not comprise more than five, suitably not more than four or three fixed bed catalyst bed zones.
  • the volume-specific active material ie, the weight of the unit in the bulk volume contained Multimetalloxiditmasse
  • the volume-specific active material expediently by at least 5 wt. -%, preferably by at least 10 wt .-% increase (this is especially true for uniform shaped catalyst bodies over the entire fixed bed catalyst bed).
  • this increase in the process according to the invention of a heterogeneously catalyzed partial oxidation of propene to acrolein will not be more than 50% by weight, usually not more than 40% by weight.
  • the difference in the volume-specific active mass of the fixed-bed catalyst charge zone with the lowest volume-specific activity and that fixed-bed catalyst charge zone with the highest volume-specific activity should advantageously not exceed 50% by weight, preferably not more than 40% Wt .-% and usually not more than 30 wt .-% amount.
  • the fixed bed catalyst charge will consist of only two fixed bed catalyst charge zones.
  • the last fixed bed catalyst bed zone of the fixed bed catalyst bed which is the last in the flow direction of the reaction gas mixture is undiluted. That is, it preferably consists exclusively of shaped catalyst bodies. If necessary, it may also consist of a bed of shaped catalyst bodies whose volume-specific activity is lowered, for example by dilution with inert material, for example by 10%
  • the fixed-bed catalyst bed for a heterogeneously catalyzed partial oxidation of propene to acrolein only consists of two fixed-bed catalyst bed zones, it is generally advantageous according to the invention if the fixed-bed catalyst bed zone having the highest volume-specific activity does not protrude into temperature zone A (especially if in the temperature zone) A and in the temperature zone B, the temperature control by means of a flowing heat carrier takes place, each of which flows in countercurrent (viewed over the reactor) to the reaction gas mixture).
  • the fixed bed catalyst bed zone having the lower volume specific activity will protrude into temperature zone B and begin and end the fixed bed catalyst bed zone having the higher volume specific activity in temperature zone B (ie, past the transition from temperature zone A to temperature zone B) Have the beginning).
  • the fixed bed catalyst bed only consists of three fixed bed catalyst bed zones, it is generally likewise advantageous if the fixed bed catalyst bed zone with the higher volume specific activity does not protrude into the temperature zone A but begins and ends in the temperature zone B, ie behind the transition from the Temperature zone A in the temperature zone B has its beginning (especially if in the temperature zone A and in the temperature zone B, the temperature control by means of a flowing heat carrier takes place, each of which flows in countercurrent to the reaction gas mixture). That is, normally, in this case, the fixed bed catalyst bed zone having the second highest volume specific activity will protrude into both the temperature zone A and the temperature zone B.
  • the fixed-bed catalyst bed consists of four fixed-bed catalyst bed zones, it is generally advantageous according to the invention if the fixed-bed catalyst bed zone with the third highest volume-specific activity protrudes both into the temperature zone A and into the temperature zone B (in particular if in the temperature zone A and in the temperature zone B) Tempering by means of a flowing heat carrier takes place, which in each case flows in countercurrent to the reaction gas mixture).
  • a flowing heat carrier takes place, which in each case flows in countercurrent to the reaction gas mixture.
  • the volume-specific activity between two fixed bed catalyst charge zones of a fixed bed catalyst charge can be experimentally easily differentiated so that under identical boundary conditions (preferably the conditions of the envisaged process) over fixed bed catalyst beds of the same length but corresponding to the composition of the respective fixed bed catalyst charge zone, the same Propen containing reaction gas mixture is performed.
  • the higher amount of propene reacted has the higher volume specific activity.
  • the fixed-bed catalyst charge (without incorporation of mere inert precursors and / or replenishments) in the flow direction of the reaction gas mixture is structured as follows.
  • both the shaped catalyst bodies and the shaped diluent bodies advantageously have inventive method substantially the ring geometry 5 mm x 3 mm x 2 mm (outer diameter x length x inner diameter) on.
  • shell-shaped catalyst bodies are used whose active mass fraction is 2 to 15% by weight lower than the active material content of the shell catalyst molded body optionally used at the end of the fixed catalyst bed.
  • a pure Inertmaterial sectionung whose length, based on the length of the Festbettkatalysa- tor thoroughlyung, expediently 5 to 20%, leads in the flow direction of the reaction gas mixture usually on the fixed catalyst bed. It is normally used as a heating zone for the reaction gas mixture.
  • the fixed-bed catalyst bed zone with the lower volume-specific activity now extends to 5 to 20%, frequently to 5 to 15% of its length, into the temperature zone B in the abovementioned fixed-bed catalyst feeds.
  • the temperature zone A expediently extends to a bed of inert material optionally applied to the packed catalyst bed.
  • temperature zones A, B may be followed by further additional temperature zones.
  • this is not preferred according to the invention.
  • support bodies are suitable which have an increased surface roughness, since these generally result in an increased adhesive strength of the applied shell of active composition.
  • the surface roughness Rz of the carrier body is in the range from 30 to 200 ⁇ m, preferably 30 to 100 ⁇ m (determined according to DIN 4768, sheet 1 with a "Hommel tester” for DIN-ISO surface measured variables from Hommelwerke.)
  • the support materials can be porous or non-porous
  • the process of the partial oxidation of propene to acrolein in a Zweizonenrohrbündel- reactor, as described for example in DE-A's 19910508, DE-C 2830765 discloses a preferred variant of a two-zone tube bundle reactor which can be used according to the invention 383224, WO 2007/082827, WO 2004/08362, the
  • EP-A 1547994 and DE-A 2903218 disclosed two-zone tube bundle reactors are suitable for carrying out such a method. That is, in the simplest way to be used for such a process according to the invention Festbettkatalysator forung (possibly with upstream and / or downstream Inert- spills) in the metal tubes of a tube bundle reactor and the metal tube are two mutually substantially spatially separated tempering, in usually molten salt, led.
  • the pipe section, over which the respective salt bath extends, represents according to the invention a temperature zone.
  • a salt bath A flows around that section of the tubes (the temperature zone A) in which the oxidative conversion of the propene (in single pass) until a conversion U A in the range required according to the invention takes place and a salt bath B flows around the section of the tubes (the temperature zone B) in which the oxidative terminal reaction of the propene (in a single pass) until a conversion value U B of at least 90 mol% is reached (if necessary, the temperature zones A, B connect further temperature zones, which are kept at individual temperatures).
  • a propene partial oxidation according to the invention to acrolein does not include any such further temperature zones. That is, the salt bath B expediently flows around the section of the tubes in which the oxidative terminal reaction of the propene (in single pass) to a conversion value> 90 mol%, or> 92 mol% or> 94 mol% or more ,
  • the two salt baths A, B can be conducted in cocurrent or in countercurrent through the space surrounding the reaction tubes relative to the flow direction of the reaction gas mixture flowing through the reaction tubes.
  • a direct flow and in the temperature zone B, a countercurrent are applied in the temperature zone A, a direct flow and in the temperature zone B, a countercurrent (or vice versa) are applied.
  • the flow rate of the fluid heat carrier is advantageously dimensioned in accordance with the teaching of the aforementioned documents such that, in the case of a further increase in this flow rate, essentially no increase in the heat transfer from the inside of the reaction tube to the heat transfer medium is effected.
  • typical heat transfer coefficients from the material envelope of the reaction space (for example from the outer wall of the reaction tube) to the fluid heat carrier (for example to the molten salt) are advantageously> 700 W / m 2 K in the process according to the invention advantageously> 1000 W / m 2 K, very particularly advantageously> 1500 or> 2000 W / m 2 K, but generally ⁇ 3000 W / m 2 K.
  • a reaction gas input mixture of the fixed bed catalyst bed is fed to the temperature of the temperature zone A preheated.
  • the contact tubes are made of ferritic steel and typically have a wall thickness of 1 to 3 mm. Their inner diameter is usually 20 to 30 mm, often 21 to 26 mm. Their length is suitably 2 to 4 m, preferably 2.5 to 3.5 m.
  • the fixed bed catalyst bed occupies at least 60%, or at least 75%, or at least 90% of the length of the zone. The remaining, if any, remaining length is optionally occupied by an inert coating.
  • the number of catalyst tubes accommodated in the tube bundle container is expediently at least 5,000, preferably at least 10,000. Frequently, the number of catalyst tubes accommodated in the reaction container is 15,000 to 30,000 or up to 40,000.
  • Tube bundle reactors with a number of contact tubes above 50,000 tend to be the exception
  • the contact tubes are normally distributed homogeneously (preferably 6 equidistant neighboring tubes per contact tube), wherein the distribution is expediently chosen such that the distance between the central inner axes of closest contact tubes (the so-called contact tube pitch) is 35 to 45 mm (cf., for example, EP-B 468290).
  • fluid temperature control media are also suitable as heat exchangers for the two-zone process.
  • melts of salts such as potassium nitrate, potassium nitrite, sodium nitrite and / or sodium nitrate, or of low-melting metals, such as sodium, mercury and alloys of various metals, is particularly favorable.
  • the flow rate of the heat exchange medium within the two required heat exchange medium circuits is such that the temperature of the heat exchange medium from the point of entry into the temperature zone to the exit point from the temperature zone (due to the exothermicity of the reaction ) rises by 0 to 15 ° C. That is, the aforesaid ⁇ may be 1 to 10 ° C or 2 to 8 ° C or 3 to 6 ° C in the present invention. According to the invention, it is low.
  • the inlet temperatures of the heat exchange means in the temperature zones A, B of the Zweizonenrohrbündelreaktoren are in a propene partial oxidation to acrolein according to the invention to be chosen so that they correspond to the required for this reaction in this document for the temperature zones A, B temperatures and temperature differences ⁇ ⁇ (or this require). In the long-term operation according to the invention they are to be changed according to the invention. It should be pointed out again at this point that for carrying out a propene partial oxidation according to the invention to acrolein, in particular also in the
  • DE-AS 2201528 described two-zone tube bundle reactor type can be used, which includes the ability to dissipate a partial amount of the hot heat exchange agent of the temperature zone B to the temperature zone A to possibly cause warming of a cold reaction gas inlet mixture or a cold recycle gas.
  • the tube bundle characteristic can be designed within an individual temperature zone as described in EP-A 382098.
  • a second two-zone process stage for the heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of the acrolein to the acrylic acid will be used in the process stage of the invention and operated as described in WO 2007/082827.
  • the effective temperature of the fixed catalyst bed in a reaction tube of a tube reactor can have a centered through the reaction tube extending from top to bottom thermal sleeve in which determined by means guided in the thermowell thermocouples, the effective fixed catalyst bed temperature (the reaction temperature) over the entire reaction tube length can be.
  • the reaction temperature the reaction temperature
  • any reaction tube located in a tube bundle reactor and charged with the fixed catalyst bed could be equipped as described above.
  • thermoreaction tubes for example, page 56 of WO 2007/082827, EP-A 873783, EP-A 1270065 and US 7,534,339 B2).
  • thermo tubes still have to accommodate the thermal sleeve in addition to the fixed catalyst bed, they would have an identical heat exchange surface, but a smaller free cross-section, which can be absorbed by the fixed catalyst bed, than a mere "reaction tube.” This is taken into account by using them
  • the reaction tube and the thermal tube have the same fixed catalyst bed structure over their tube length for the same tube length
  • make sure that the profile of the pressure loss profile that is created in the flow of reaction tube or thermal tube with reaction gas mixture over the tube length is uniform in both tube types the filling of the tubes with the moldings and / or the concomitant use of crushed (split Moldings) can be influenced in a corresponding manner (cf., for example, EP-A 873783 and US 7,534,339 B2).
  • thermotube is so representative of many reaction tubes to map the course of the effective fixed catalyst bed temperature in the reaction tube.
  • the propene content in the product gas mixture of this partial oxidation is 10000 ppm by weight, preferably 6000 ppm by weight, and particularly preferably 4000 to
  • the propene content in the reaction gas input mixture can be used in the process of the invention, e.g. at values of 2 to 25 vol.%, often 3 to 20 vol.%, or 4 to 15 vol.%, often 5 to 12 vol.% and 6 to 8 vol based on the total volume).
  • Particularly suitable propene sources are "polymer grade propene” and "chemical grade propene” according to WO 2004/009525.
  • the propene-> acrolein process according to the invention is frequently used for a propene: oxygen: inert gases (including water vapor) volume ratio in the starting reaction gas mixture of 1: (1.0 to 3.0) :( 5 to 25), preferably 1 : (1, 7 to 2,3): (10 to 15).
  • the inert gas will consist of at least 20% of its volume of molecular nitrogen.
  • molecular nitrogen can also be> 30 vol .-%, or> 40 vol .-%, or> 50 vol .-%, or> 60 vol .-%, or> 70 vol .-%, or > 80% by volume, or> 90% by volume, or> 95% by volume of molecular nitrogen (possible inert gases are, in addition to molecular nitrogen, for example gases such as propane, ethane, methane, pentane, butane, CO 2, CO, water vapor and / or noble gases).
  • gases such as propane, ethane, methane, pentane, butane, CO 2, CO, water vapor and / or noble gases.
  • the inert diluent gas can also consist of up to 50 mol%, or up to 75 mol% and more of propane (for example, all of the documents WO 2007/13504 are used for the process according to the invention , WO 2007/060036, WO 2007/042457, WO 2006/002713, WO 2006/002708 and WO 2006/002703 for the propene partial oxidation to acrolein disclosed reaction gas input mixtures into consideration).
  • Part of the diluent gas can also be cycle gas, as it remains in the two-stage propene partial oxidation to acrylic acid after the separation of the acrylic acid from the product gas mixture.
  • composition ranges also apply to such two-stage processes, both in cases of secondary gas supply (e.g., supply of air and / or inert gas between first and second reaction stages) and in cases where no secondary gas is supplied.
  • Reaction gas input mixtures suitable according to the invention are e.g. those that are out
  • reaction gas inlet mixture Particularly in the case of a two-stage heterogeneously catalyzed gas phase partial oxidation of propene to acrylic acid, in which the process according to the invention forms only the first reaction stage, the following properties of the reaction gas inlet mixture are also suitable.
  • reaction gas input mixture > 0.01, or> 0.1, or> 0.5, or
  • the reaction gas input mixture when air is used as the source of the molecular oxygen in the process according to the invention, the reaction gas input mixture will contain molecular nitrogen as further inert diluent gas.
  • the reaction gas input mixture in the process according to the invention can be> 1% by volume, or> 5% by volume, or> 10% by volume, or> 20% by volume, or> 30% by volume, or> 40% by volume .-% of molecular nitrogen.
  • the content of the reaction gas input mixture of molecular nitrogen will be values of ⁇ 80 mol%, or ⁇ 70 mol%, or ⁇ 60 mol%.
  • the reaction gas input mixture (as already mentioned) contain propane as an inert diluent gas.
  • This propane content of the reaction gas input mixture can be up to 70% by volume (eg 5 to 70% by volume), or up to 60% by volume, or up to 50% by volume, or up to 40% by volume, or to 30 vol.%, or to 20 vol.%, or up to 10 vol.%.
  • this propane content is> 0.5 or> 1% by volume. But it can also be at values of> 0.01 vol .-%, or
  • reaction gas input mixture contains ⁇ 10% by volume, in many cases ⁇ 5% by volume of propane.
  • this propane can be deliberately added as an inert diluent gas to be fed separately to the reaction gas feed mixture.
  • the propane can also be part of the reaction gas input mixture that acts as a propene source for the same, a partial dehydrogenation or O-xidehydrtechnik of propane (usually these are done heterogeneously catalyzed).
  • the propene contained in the reaction gas input mixture can be fed to the reaction gas inlet mixture at least partially accompanied by unreacted propane from a partial dehydrogenation (for example homogeneously and / or heterogeneously catalyzed, in the presence and / or exclusion of molecular oxygen).
  • the process according to the invention also encompasses those embodiments in which the reaction gas input mixture is> 0 to 35% by volume, frequently 1 to 25% by volume, or 5 to 15% by volume, or 10% by volume H 2 0 contains.
  • Typical reaction gas input mixtures are e.g. those that contain:
  • molecular oxygen being such that the molar ratio of molecular oxygen to propene contained is 1 to 3, and the remainder being up to 100 vol. % Total molecular nitrogen.
  • Inventive reaction gas input mixtures may also contain
  • reaction gas input mixtures according to the invention may also contain up to 20% by volume of H. That is, reaction gas input mixtures of the process according to the invention may also contain:
  • the process according to the invention is also favorable if the starting reaction gas mixture contains 0.1 to 30% by volume of CO.sub.2.
  • a second reaction stage of the heterogeneously catalyzed partial gas phase oxidation of acrolein to acrylic acid can be added to the process according to the invention.
  • part of the reaction gas input mixture can be so-called recycle gas.
  • This is gas, e.g. in a two-stage partial oxidation of propene to acrylic acid after product separation (acrylic acid separation) from the product mixture of the second stage remains and is usually recycled in a series connection of the two stages partly as an inert diluent gas for charging the first and / or second stage.
  • Typical circulating gas contents are:
  • the removal of acrylic acid may be e.g. as in EP-A 982 287, EP-A 982 289, DE-A 199 24 532, DE-A 101 15 277, DE-A 196 06 877, DE-A 197 40 252, the
  • the present patent application comprises in particular the following embodiments according to the invention: Process for the long-term operation of a heterogeneously catalyzed partial gas-phase oxidation of propene to acrolein, in which a propylene, molecular oxygen and at least one inert gas-containing reaction gas input mixture containing the molecular acid erstoff and the propene in a molar ratio O2: C3H6> 1, with the proviso by a fixed catalyst bed whose active material is at least one Mo, Fe and Bi containing multimetal oxide, that the fixed catalyst bed in two spatially sequential temperature zones A, B is arranged, both the temperature T A of the temperature zone A, and the temperature T B of the temperature zone B is a temperature in the temperature range from 280 to 420 ° C, the reaction gas input mixture, the temperature zones A, B in the time sequence "A first and" then flows through B, wherein the temperature zone A extends to a conversion U A of propene contained in the reaction gas input mixture in the range
  • Method characterized in that after fresh feed of the fixed catalyst bed , the difference between the maximum reaction temperature in the temperature zone A, T maxA , and the maximum reaction temperature in the temperature zone B, T maxB , formed as T maxA - T maxB ,> 0 ° C and ⁇ 80 ° C.
  • T maxA - T maxB is > 0 ° C and ⁇ 70 ° C.
  • T maxA - T maxB is > 2 ° C and ⁇ 40 ° C.
  • T maxA - T maxB is > 5 ° C and ⁇ 25 ° C.
  • T maxA - T maxB is > 10 ° C and ⁇ 25 ° C.
  • T B and T A is increased.
  • T A over the entire operating time in the range of 300 to 400 ° C. 30.
  • T A is over the entire operating time in the range of 310 to 390 ° C. 31.
  • Process according to one of embodiments 1 to 40 characterized in that the loading of the fixed catalyst bed with propene is> 150 Nl / lh.
  • Process according to one of the embodiments 1 to 40 characterized in that the loading of the fixed catalyst bed with propene is> 160 Nl / lh.
  • Process according to one of embodiments 1 to 40 characterized in that the loading of the fixed catalyst bed with propene is> 170 Nl / l-h. Process according to any one of embodiments 1 to 40, characterized in that the loading of the fixed catalyst bed with propene is> 180 Nl / l-h.
  • Process characterized in that the long-term operation is interrupted and the fixed catalyst bed is regenerated by passing a hot gas mixture of molecular oxygen and inert gas through the fixed catalyst bed and subsequently continuing the long-term operation.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 49 characterized in that the reaction gas input mixture contains 2 to 25 vol .-% propene.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 49 characterized in that the reaction gas input mixture contains 4 to 15 vol .-% propene.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 49 characterized in that the reaction gas input mixture contains 5 to 12 vol .-% propene.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 52 characterized in that the at least one inert gas consists of at least 40% of its volume of molecular nitrogen. Method according to one of embodiments 1 to 52, characterized in that the at least one inert gas consists of up to 50% of its volume of n-propane. 55.
  • reaction gas input mixture contains the molecular oxygen and the propene in a molar ratio O2: C3H6 ⁇ 3.
  • the reaction gas input mixture contains the molecular oxygen and the propene in a molar ratio O2: C3H6> 1, 2 and ⁇ 3.
  • the active material of the fixed catalyst bed is at least one of the elements Mo, Fe and Bi, and additionally at least one of the two elements Ni and Co containing multimetal oxide.
  • the method according to embodiment 58 characterized in that of the five elements Mo, Fe, Bi, Ni and Co, based on their molar mass contained in the active composition, the element Mo, the largest molar fraction in mol% and based on the total molar amount G is omitted.
  • the active composition at least one Multimetalloxiditmasse of the general formula I.
  • X 1 nickel and / or cobalt
  • X 2 thallium, an alkali metal and / or an alkaline earth metal
  • X 3 zinc, phosphorus, arsenic, boron, antimony, tin, cerium, lead and / or tungsten,
  • n a number determined by the valency and frequency of the elements other than oxygen in I.
  • Method according to one of the embodiments 60 to 61 characterized in that the stoichiometric coefficient d is 0.02 to 2. 64.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 63 characterized in that AT BA increases by at least 10 ° C with increasing operating time.
  • Method according to one of the embodiments 1 to 69 characterized in that the maximum reaction temperature in the reaction zone A, T maxA ,> 370 ° C.
  • thermoreaction tube V2A steel, 33.7 mm outer diameter, 2 mm wall thickness, 29.7 mm inner diameter, length: 350 cm, and in the center of a thermal tube centered from top to bottom thermal protection tube (thermowell) for receiving a thermocouple, with the the total tube length, the reaction temperature (the effective catalyst fixed bed temperature) was loaded from top to bottom as follows:
  • Section 1 50 cm in length
  • Section 2 140 cm in length
  • thermoreaction tube is the behavior of a bare reaction tube of the corresponding material and with identical tube length, the inner diameter of 2 mm wall thickness is 26 mm and which is charged in a similar manner as the thermal reaction tube, it is seen that in the case of the thermal reaction tube in the respective Section respectively split weight fraction of unsupported catalyst rings in the bare reaction tube, ie in ring form in the feed enters.
  • thermoreaction tube From top to bottom, the first 175 cm of the thermoreaction tube were thermostated by means of a 175 cm to the reaction mixture in countercurrent pumped salt bath A, which was supplied at the temperature T A.
  • the second 175 were thermostated by means of a correspondingly countercurrently pumped salt bath B, which was supplied at the temperature T B.
  • the respective salt bath temperature was essentially constant over the respective temperature zone.
  • the two salt baths A, B each consisted of 53% by weight of potassium nitrate, 40% by weight of sodium nitrite and 7% by weight of sodium nitrate.
  • the flow of the reaction tube was carried out substantially vertically to the flow direction of the reaction gas.
  • the flow rate of both salt melts was such that a further increase would have substantially no effect on improving the heat transfer from the inside of the thermal tube to the salt bath (cf EP-A1547994).
  • the thermal tube fed as described above was charged in stationary operation with a reaction gas input mixture which had the following contents and was produced from air (as an oxygen source), chemical grade propene and cycle gas:
  • the loading of the fixed catalyst bed with propene contained in the reaction gas input mixture was always in the interval 185 ⁇ 10 Nl / l-h during the stationary operating phases.
  • the pressure at the entrance of the thermal reaction tube was substantially 2.0 atm.
  • a stationary operating phase extended over 24 operating days. At the end of a stationary operating phase, the partial oxidation process was interrupted in each case and the fixed catalyst bed was regenerated as described in WO 2004/085369.
  • the propene load of the fixed catalyst bed was lowered to 100 Nl / lh for recommissioning and for initial commissioning, and T A , T B were limited under the proviso ⁇ ⁇ > 0 such that the propene conversion based on a single pass of the reaction gas mixture through the thermal tube was 94 mol. % was limited.
  • the operating conditions of steady-state operation were controlled such that T maxA was always> T maxB and always smaller than T maxA in the subsequent stationary operation.
  • Table 1 shows the values for T maxA resulting from the respective propene loading PL of the fixed catalyst bed as a function of T A and T B and the overall selectivity S AC + AA of the formation of acrolein and acrylic acid (the selectivity of the overall target product formation referred to in one-time passage of the reaction gas mixture through the thermal tube (thermal reaction tube) reacted propene). Furthermore, Table 1 shows the values for ⁇ ⁇ and for ⁇ ⁇ ⁇ . All information relates to the 24th day of operation of the respective stationary operating phase.
  • the fixed catalyst bed was replaced with a fresh fixed catalyst bed.
  • the resulting propene conversion based on a single pass of the reaction gas mixture through the thermal tube was 95.1 ⁇ 0.3 mol%.
  • the propene conversion in the temperature zone A was in the range of 60 to 72 mol% during the entire operating phases.
  • the resulting propene conversion based on a single pass of the reaction gas mixture through the thermal tube was only 91.8 mol%.
  • jmaxB was j n ai
  • the difference TmaxB - TmaxA was 15 ° C and decreased to 1.5 ° C during long-term operation.
  • the fixed catalyst bed was replaced with a fresh fixed catalyst bed.
  • the resulting propene conversion based on a single pass of the reaction gas mixture through the thermal tube was 94.8 ⁇ 0.3 mol%.
  • the propene conversion in the temperature zone A was in the range 65 to 77 mol% during the entire operating phase.

Abstract

Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein, bei dem man das im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltene Propen beim Durchgang dieses Gasgemischs durch das Katalysatorfestbett, das in zwei räumlich aufeinanderfolgenden Temperaturzonen A, B untergebracht ist, partialoxidiert, und im Langzeitbetrieb als Maßnahme gegen die Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts die Temperatur wenigstens einer der beiden Temperaturzonen so erhöht, dass die Differenz TB- TA zunehmend größer wird, wobei TB die Temperatur der Temperaturzone B, und TA die Temperatur der Temperaturzone A ist.

Description

Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein
Beschreibung
Vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein, bei dem man ein Propen, molekularen Sauerstoff und wenigstens ein Inertgas enthaltendes Reaktionsgaseingangsgemisch, das den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 > 1 enthält, mit der Maßgabe durch ein Katalysatorfestbett, dessen Aktivmasse wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltendes Multimetalloxid ist, führt, dass das Katalysatorfestbett in zwei räumlich aufeinanderfolgenden (und in der Regel aneinan- dergrenzenden) Temperaturzonen A, B angeordnet ist (sich über zwei räumlich aufeinan- derfolgende Temperaturzonen A, B erstreckt), sowohl die Temperatur TA der Temperaturzone A, als auch die Temperatur TB der Temperaturzone B eine Temperatur im Temperaturbereich von 280 bis 420°C ist, - das Reaktionsgaseingangsgemisch die Temperaturzonen A, B in der zeitlichen Abfolge
„erst A" und„dann B" durchströmt, wobei sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propens im Bereich von 45 bis 85 mol-% erstreckt und sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert UB > 90 mol-% erhöht, beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgaseingangsgemischs durch das gesamte Katalysatorfestbett die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen, > 80 mol-% beträgt, - die Belastung des Katalysatorfestbetts mit dem im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propen > 140 Nl Propen/I Katalysatorfestbett h beträgt, die Temperaturen TA und TB nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts so beschaffen sind, dass die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA > 0°C beträgt, und man anschließend mit zunehmender Betriebsdauer, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, wenigstens eine der beiden Temperaturen TA, TB erhöht. Unter einem sich unter den Bedingungen der heterogen katalysierten Gasphasen-Partial- oxidation von Propen zu Acrolein im Wesentlichen inert verhaltenden Verdünnungsgas (in dieser Schrift auch„Inertgas" genannt) werden in dieser Schrift solche Verdünnungsgase verstanden, deren Bestandteile unter den Bedingungen der heterogen katalysierten Gasphasen- Partialoxidation (oder auch partiellen Gasphasenoxidation) - jeder Bestandteil für sich betrach- tet - zu mehr als 95 mol-%, vorzugsweise zu mehr als 97 mol-% und besonders bevorzugt zu mehr als 99 mol-% unverändert erhalten bleiben.
Unter der Belastung eines einen Reaktionsschritt katalysierenden Katalysatorfestbetts mit Re- aktionsgasgemisch (z.B. Reaktionsgaseingangsgemisch) wird die Menge an Reaktionsgasgemisch in Normlitern (= Nl; das Volumen in Litern, das die entsprechende Reaktionsgasgemischmenge bei Normalbedingungen, d.h., bei 0°C und 1 atm (1013,25 hPa) einnehmen würde) verstanden, die dem Katalysatorfestbett, bezogen auf das (Schütt)Volumen seiner Schüttung zugeführt wird (-> Einheit = Nl/l-h). Die Belastung kann auch nur auf einen Bestandteil des Reaktionsgasgemischs bezogen sein. Dann ist es die Nl-Volumenmenge dieses Bestandteils, die dem Katalysatorfestbett, bezogen auf das Volumen seiner Schüttung, pro Stunde zugeführt wird.
Das Reaktionsgaseingangsgemisch enthält u.a. deshalb Inertgas, um das Reaktionsgasge- misch außerhalb des Explosionsbereichs zu halten.
Das eingangs dieser Schrift beschriebene Verfahren der heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein an einem frisch beschickten Katalysatorfestbett (d.h., an dem Katalysatorfestbett wurde noch keine Partialoxidation durchgeführt; es enthält neu hergestellte, frisch gefertigte Katalysatoren) ist z.B. aus der WO 2004/085362 sowie aus dem in selbiger WO zitierten Stand der Technik grundsätzlich bekannt.
Es ist unter anderem als erste Oxidationsstufe bei der Herstellung von Acrylsäure durch zweistufige heterogen katalysierte Gasphasenoxidation ausgehend von Propen von Bedeutung. Acrylsäure ist ein bedeutendes Monomer, das als solches oder in Form seiner Alkylester zur Erzeugung von z.B. als Klebstoffe geeigneten oder Wasser absorbierenden Polymerisaten Verwendung findet. Acrolein ist ein bedeutendes Zwischenprodukt.
Dem Katalysatorfestbett kommt dabei die Aufgabe zu, zu bewirken, dass die gewünschte Parti- aloxidation des Propens, z.B. gegenüber der vollständigen Oxidation des Propens zu Kohlenoxiden und Wasser, bevorzugt abläuft.
Die chemische Umsetzung erfolgt, wenn das Reaktionsgasgemisch das Katalysatorfestbett durchströmt, während der Verweilzeit des Reaktionsgasgemischs in selbigem.
Die heterogen katalysierte partielle Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein verläuft ausgeprägt exotherm. Infolge einer Vielfalt möglicher Parallel- und/oder Folgereaktionen ist im Hinblick auf eine möglichst selektive Umsetzung des Propens zum Acrolein die alleinige Maßnahme einer Katalysatormitverwendung normalerweise nicht ausreichend. Vielmehr ist es für eine möglichst selektive Durchführung der heterogen katalysierten Gasphasen-Partialoxidation des Propens zum Acrolein im Katalysatorfestbett, bei gleichzeitig angestrebtem angemessenem Umsatz des Propens, zusätzlich erforderlich, den Verlauf der Reaktionstemperatur bzw. den Verlauf der Temperatur des Katalysatorfestbetts (im Katalysatorfestbett) in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs in gewissem Umfang zu lenken (vgl. z.B. EP-A 700714).
Gemäß den Lehren des Standes der Technik hat es sich diesbezüglich insbesondere im Fall erhöhter Propenbelastungen des Katalysatorfestbetts in der Regel als vorteilhaft erwiesen, ein frisch beschicktes Katalysatorfestbett in zwei räumlich aufeinanderfolgenden Temperaturzonen A, B aufzuschütten, deren Temperaturen TA und TB so beschaffen sind, dass die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA > 0°C beträgt, und das Propen und den molekularen Sauerstoff sowie das wenigstens eine Inertgas enthaltende Reaktionsgaseingangsgemisch so durch das Katalysator- festbett zu führen, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch die Temperaturzonen A, B in der zeitlichen Abfolge„erst A" und„dann B" durchströmt, wobei die Länge der Temperaturzone A so bemessen ist, dass sie sich bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsgemisch (das Gasgemisch, das dem Katalysatorfestbett zugeführt wird) enthaltenen Propens im Bereich von 45 bis 85 mol-% erstreckt und die Länge der Temperaturzone B so bemessen ist, dass sich in der Temperaturzone B (beim Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch die Reaktionszone B) der Umsatz des Propens auf einen Wert UB > 90 mol-% erhöht (vgl. z.B. EP-A 1 159244).
In der Praxis werden die Temperaturzonen A, B dabei in der Regel so verwirklicht, dass man das Katalysatorfestbett in einen Reaktionsraum einbringt (z.B. der Innenraum eines (Reakti- ons)Rohres), um den in zwei voneinander im Wesentlichen getrennten, in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs räumlich aufeinanderfolgenden (und in der Regel aneinandergren- zenden) Abschnitten A, B aus Gründen der Temperaturregelung (Wärmeabfuhr) jeweils ein fluider (vorzugsweise flüssiger) Wärmeträger (ein Wärmeaustauschmittel) geführt bzw. gleitet (ein- und aus-) wird, der die materielle Einhüllende des Reaktionsraums (die Wand des Reaktions- raums) entlang des jeweiligen Abschnitts A bzw. B berührt (sich mit selbiger in Kontakt befindet). Der im Abschnitt A geführte Wärmeträger wird dabei normalerweise mit der Temperatur TA und der im Abschnitt B geführte Wärmeträger wird dabei normalerweise mit der Temperatur TB zugeführt. Die Gesamtwärmekapazität des geführten Wärmeträgerstroms ist dabei normalerweise sehr viel größer als die Gesamtwärmekapazität des Reaktionsgasgemischstroms. Hin- sichtlich des Wärmeübergangskoeffizienten (von der materiellen Einhüllenden zum fluiden
Wärmeträger) wird wie in der EP-A 700714 implizit und in der EP-A 1547994 explizit beschrieben verfahren.
Unter der Temperatur einer Temperaturzone wird dabei im Stand der Technik, wie auch in die- ser Schrift, die Temperatur des in der Temperaturzone befindlichen Teils des Katalysatorfestbetts (bzw. Teils der Festbettkatalysatorschüttung) bei Ausübung des erfindungsgemäßen Verfahrens, jedoch in fiktiver Abwesenheit der chemischen Reaktionswärme verstanden.
Diese Temperatur entspricht normalerweise im Wesentlichen derjenigen Temperatur, mit wel- eher der zugehörige Wärmeträger der jeweiligen Temperaturzone zuströmt. Beispielsweise und anwendungstechnisch besonders einfach kann sich das Katalysatorfestbett (die Festbettkatalysatorschüttung) in den Kontaktrohren (Reaktionsrohren) eines sogenannten Zweizonenrohrbündelreaktors befinden (aufgeschüttet sein), wie er z.B. in den DE-A's
19910508, 19948523, 19910506 und 19948241 sowie in den Schriften WO 2004/085362, WO 2007/082827, WO 2004/085370, WO 2004/085369, WO 2004/085363, WO 2004/085365, WO 2004/007064 und WO 2004/085367 sowie in der in den vorgenannten Schriften zitierten Sekundärliteratur beschrieben ist.
Eine bevorzugte Variante eines erfindungsgemäß einsetzbaren Zweizonenrohrbündelreaktors offenbart die DE-C 2830765. Aber auch die in der DE-C 2513405, der US-A 3,147,084, der DE-A 2201528, der EP-A 383224 und der DE-A 2903218 offenbarten Zweizonenrohrbündelre- aktoren sind für eine Durchführung der relevanten Verfahrensweise geeignet.
D.h., in einfacher weise befindet sich die erfindungsgemäß zu verwendende Festbettkatalysa- torschüttung (das Katalysatorfestbett) in den Reaktionsrohren eines Vielkontaktrohr-Festbett- reaktors (Rohrbündelreaktors) und um die Reaktionsrohre werden zwei voneinander im Wesentlichen räumlich getrennte Temperiermedien (fluide Wärmeübertrager, Wärmeaustauschmittel) wie z.B. ionische Flüssigkeiten, Wasser (Dampf), Salzschmelzen oder flüssige Metalle geführt (geleitet; ein- und aus-). Der Rohrabschnitt, über den sich das jeweilige Salzbad bzw. Me- tallbad erstreckt, repräsentiert eine Temperaturzone.
Entsprechende Temperaturzonen können auch in Thermoblechplattenreaktoren, wie sie z.B. die WO 2005/009608 offenbart, oder in Wärmetauscherplattenreaktoren, wie sie z.B. die EP-A 1577001 beschreibt, eingerichtet werden.
Zusätzlich zu den vorstehend beschriebenen externen Maßnahmen der Temperaturlenkung tragen auch die bereits erwähnten, im Reaktionsgaseingangsgemisch mitverwendeten inerten Verdünnungsgase, die mit ihrer Wärmekapazität frei werdende Reaktionswärme zu absorbieren vermögen (interne Maßnahmen der Temperaturlenkung) zur Lenkung des Reaktionstempera- turverlaufs im Katalysatorfestbett bei.
Eines der häufigsten mitverwendeten inerten Verdünnungsgase ist molekularer Stickstoff, der automatisch immer dann zu Anwendung kommt, wenn als Sauerstoffquelle für die heterogen katalysierte Gasphasen-Partialoxidation Luft verwendet wird.
Ein anderes vielfach mitverwendetes inertes Verdünnungsgas ist wegen seiner allgemeinen Verfügbarkeit und vorteilhaften molaren Wämekapazität Wasserdampf.
Andere in typischer Weise mitverwendete inerte Verdünnungsgase sind Edelgase (z.B. He, Ar, Ne) oder die Kohlenoxide CO2 und/oder CO. Als Inertgase mit vergleichsweise großer molarer Wärmekapazität kommen für die heterogen katalysierte partielle Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein unter anderem auch gesättigte Kohlenwasserstoffe wie z.B. n-Propan und Ethan in Betracht. Vielfach wird auch Kreisgas als inertes Verdünnungsgas mitverwendet (vgl. EP-A 1 180508). Als Kreisgas wird das Restgas bezeichnet, das nach einer einstufigen oder mehrstufigen (die heterogen katalysierte Partialoxi- dation von Propen zu Acrolein kann z.B. auch als lediglich erste Reaktionsstufe einer zweistufigen heterogen katalysierten Partialoxidation von Propen zu Acrylsäure angewendet werden) heterogen katalysierten Gasphasen-Partialoxidation des Propens zu Acrolein bzw. Acrylsäure dann verbleibt, wenn man aus dem Produktgasgemisch das Zielprodukt (Acrolein bzw. Acryl- säure) mehr oder weniger selektiv (z.B. durch Absorption in ein geeignetes Lösungsmittel, oder durch fraktionierende Kondensation, oder durch eine Überlagerung von Absorption und Kondensation) abgetrennt hat (vgl. z.B. WO 2007/082827, Seite 6 ff).
Im Regelfall besteht es überwiegend aus den für die Partialoxidation verwendeten inerten Ver- dünnungsgasen sowie aus bei der Partialoxidation üblicherweise als Nebenprodukt gebildetem oder als Verdünnungsgas zugesetztem Wasserdampf und durch unerwünschte vollständige Oxidation als Nebenreaktion gebildeten Kohlenoxiden. Teilweise enthält es noch geringe Mengen an bei der Partialoxidation nicht verbrauchtem molekularem Sauerstoff (Restsauerstoff) und/oder an nicht umgesetztem Propen und/oder nicht umgesetztem Zwischenprodukt Acrolein.
Trotz der beschriebenen externen und internen Maßnahmen zur Lenkung (Steuerung) der Reaktionstemperatur bzw. der Temperatur des Katalysatorfestbetts (die beiden vorgenannten Temperaturen sind im Wesentlichen identisch) sind die Temperaturen der Temperaturzonen A, B normalerweise von der in Strömungsrichtung längs des Katalysatorfestbetts jeweils herr- sehenden Reaktionstemperatur (= die jeweilige Temperatur des Reaktionsgasgemischs) bzw. jeweils vorliegenden effektiven Temperatur des Katalysatorfestbetts (sie entspricht im Wesentlichen der auf gleicher Höhe vorliegenden Reaktionstemperatur) verschieden. Die effektive Temperatur des Katalysatorfestbetts ist dabei die tatsächliche Temperatur des Katalysatorfestbetts, die sowohl den Einfluss des außerhalb des Reaktionsraums geführten fluiden Wärmeträgers, als auch die Reaktionswärme der Partialoxidation beinhaltet (wohingegen der Begriff„Temperatur der Temperaturzone", wie bereits gesagt, den Einfluss der Reaktionswärme der Partialoxidation ausklammert). Die Temperatur einer Temperaturzone ist im Unterschied zur effektiven Temperatur des Katalysatorfestbetts in Strömungsrichtung längs desselben normalerweise im Wesentlichen konstant. Ist die Temperatur einer Temperaturzone nicht völlig konstant, so meint der Begriff„Temperatur einer Temperaturzone" hier den (Zahlen) Mittelwert der Temperatur über die Temperaturzone. Die Temperierung der einzelnen Temperaturzonen erfolgt im Wesentlichen unabhängig voneinander. Normalerweise ist die effektive Temperatur des Katalysatorfestbetts auf der jeweiligen Betthöhe größer als die Temperatur der zugehörigen Temperaturzone.
Von Bedeutung im vorgenannten Zusammenhang ist, dass die Temperatur des Reaktionsgasgemischs (und damit auch die effektive Temperatur des Katalysatorfestbetts) beim Durchschrei- ten des Katalysatorfestbetts in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs in der jeweiligen Temperaturzone üblicherweise einen Höchstwert durchläuft bzw. von einem solchen Maximalwert ausgehend abfällt (der sogenannte Heißpunktwert TmaxA (in der Temperaturzone A) bzw. jmaxB (jn der Temperaturzone B)). Die Differenz zwischen Heißpunktwert und der Temperatur der zugehörigen Temperaturzone wird als Heißpunktausdehnung ΔΤΗΒΑ (in der Temperaturzone A) bzw. ΔΤΗΒΒ (in der Temperaturzone B) bezeichnet.
Eine Ursache dafür ist, dass die Reaktantenkonzentration im Reaktionsgasgemisch am Eingang (Eintritt) des Reaktionsgasgemischs in das Katalysatorfestbett am höchsten ist, was dort besonders hohe Reaktionsgeschwindigkeiten bedingt, mit denen pro Zeiteinheit eine besonders hohe Reaktionswärmeentwicklung einhergeht (beim Eintritt in das Katalysatorfestbett weist das Reaktionsgasgemisch (= das Reaktionsgaseingangsgemisch) in der Regel im Wesentlichen die Temperatur der Temperaturzone A auf). Eine andere Ursache dafür ist der endliche Wärmeübergang vom Reaktionsgasgemisch auf den Wärmeträger.
Gemäß der Lehre des Standes der Technik werden beim frisch beschickten Katalysatorfestbett die allgemeinen Verfahrensbedingungen in der Regel vorteilhaft so gewählt, dass TmaxA - TmaxB > 0°C beträgt (vgl. WO 2004/085362, WO 2004/085370 und WO 2004/085363).
Ferner werden gemäß den Lehren des zitierten Standes der Technik beim frisch beschickten Katalysatorfestbett die allgemeinen Verfahrensbedingungen normalerweise so gewählt, dass sowohl ΔΤΗΒΒ als auch ΔΤΗΒΑ in der Regel 90°C nicht überschreiten. Meist betragen diese Tem- peraturunterschiede > 3°C und < 80°C, oder < 70°C, häufig > 5°C und < 60°C, bzw. < 50°C. Anwendungstechnisch zweckmäßig beträgt ΔΤΗΒ Α 40 bis 90°C, bzw. 40 bis 80°C.
Weiterhin beträgt beim frisch beschickten Katalysatorfestbett (vorzugsweise gleichzeitig) die Änderung von ΔΤΗΒΑ bzw. ΔΤΗΒΒ bei Erhöhung der Temperatur der zugehörigen Temperaturzo- ne um +1 °C normalerweise (vgl. die gewürdigten Schriften des Standes der Technik) < +9°C, vorzugsweise < +7°C, oder < +5°C bzw. < +3°C, aber > +0°C (vgl. z.B. EP-A 1 106598).
Die Platzierung sowohl von TA als auch TB im Temperaturbereich von 280°C bis 420°C gewährleistet beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett (insbesondere durch das frisch beschickte Katalysatorfestbett) wirtschaftliche Propenumsätze (typischerweise > 90 mol-%).
Der Arbeitsdruck kann bei der heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein am Katalysatorfestbett sowohl unter 1 atm (= 1 ,0133-105 Pa) oder über 1 atm liegen. In der Regel liegt er im Bereich von > 1 bis 20, bzw. bis 10 atm, oder bis 5 atm. Ein Arbeitsdruck von 100 atm wird üblicherweise nicht überschritten. Die Katalysatoren des Katalysatorfestbetts für die heterogen katalysierte partielle Gasphasen- oxidation von Propen zu Acrolein weisen in der Regel als Aktivmasse wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltendes Multimetalloxid auf (vgl. z.B. WO 2004/085362). Es ist nun allgemein bekannt, dass eine wie eingangs beschriebene heterogen katalysierte Gasphasen-Partialoxidation von Propen zu Acrolein nach erfolgter frischer Beschickung des Reaktors mit einem frischen Katalysatorfestbett im Wesentlichen kontinuierlich und über einen längeren Zeitraum unter im Wesentlichen unveränderten Bedingungen unter Beibehalt des Katalysatorfestbetts (d.h., ohne das Katalysatorfestbett zu wechseln, an ein und demselben Kata- lysatorfestbett) betrieben werden kann.
Allerdings verliert das Katalysatorfestbett dabei mit zunehmender Betriebszeit normalerweise an Qualität (vgl. z.B. DE-A 102004025445). In der Regel verschlechtert sich vor allem die volumenspezifische Aktivität des Katalysatorfestbetts (unter ansonsten unveränderten Verfahrens- bedingungen nimmt der auf den einmaligen Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogene Propenumsatz mit zunehmender Betriebszeit ab, was die beabsichtigte Raum-Zeit-Ausbeute einer Acroleinproduktionsanlage an Acrolein bzw. an Acrolein und Acrylsäure mindert). Häufig leidet auch die Selektivität der Acroleinbildung bzw. der Gesamtzielproduktbildung an Acrolein und Acrylsäure.
Die EP-A 1 106598 und die DE-A 10351269 versuchen der vorgenannten Entwicklung im Langzeitbetrieb der heterogen katalysierten Gasphasen-Partialoxidation des Propens zum Acrolein dadurch Rechnung zu tragen, dass die Temperatur der Temperaturzone, in der sich das Katalysatorfestbett befindet, und mit dieser die Temperatur des Katalysatorfestbetts, unter ansons- ten weitgehend gleichbleibenden Betriebsbedingungen nach und nach erhöht wird, um den Propenumsatz bei einmaligem Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett im Wesentlichen beizubehalten (dabei kann, wie z.B. die WO 2004/085369, die
DE-A 10351269, die DE-A 10350812 und die EP-A 614872 empfehlen, der Qualitätsminderung des Katalysatorfestbetts im Langzeitbetrieb zwischendurch zusätzlich dadurch entgegengetre- ten werden, dass das Katalysatorfestbett von Zeit zu Zeit regeneriert wird; dazu wird das Verfahren der heterogen katalysierten Festbett-Gasphasen-Partialoxidation von Propen zu Acrolein (bzw. zu Acrolein und Acrylsäure) unterbrochen und z.B. ein heißes Gemisch aus molekularem Sauerstoff und Inertgas durch das Katalysatorfestbett geführt; auf diese Weise gelingt es, einen reversiblen Anteil der Minderung der Qualität (der Alterung) des Katalysatorfestbetts wieder rückgängig zu machen). Eine solche Regenerierung kann auch gemäß der DE-A
102004008573, bzw. der WO 05/082517 erfolgen. Beispielsweise kann eine solche Regenerierung immer dann durchgeführt werden, wenn die Partialoxidation z.B. deshalb unterbrochen wird, weil das Reaktionsgasgemisch versehentlich eine explosionstechnisch gegebenenfalls nur schwer beherrschbare Zusammensetzung angenommen hat. Nachteilig an den Lehren der EP-A 1 106598 und der DE-A 10351269 ist jedoch, dass sie eine synchrone Erhöhung der Temperatur in den beiden Temperaturzonen A, B nahe legen. D.h., TA und TB werden jeweils im gleichen Ausmaß (um gleich viel °C) erhöht. Eine solche Verfahrensweise ist zwar gegenüber einer Verfahrensweise ohne Erhöhung der Temperatur des Katalysatorfestbetts vorteilhaft und kann auch grundsätzlich bei der eingangs dieser Schrift beschriebenen heterogen katalysierten Partialoxidation von Propen zu Acrolein (bzw. zu Acrolein und Acrylsäure) vorteilhaft angewendet werden. Sie ist jedoch insofern nachteilig, als sie zwar unter ansonsten unveränderten Betriebsbedingungen den Beibehalt des angestrebten Propenumsatzes (bezogen auf einmaligen Durchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett) gewährleistet, dies allerdings normalerweise zum Preis einer verringerten Selektivität der Acroleinbildung bzw. der Gesamtzielproduktbildung an Acrolein und Acrylsäure (vgl. WO 2007/082827).
Die WO 2007/082827 empfiehlt daher, den Langzeitbetrieb einer wie eingangs beschriebenen heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein (dies ist immer auch eine Gasphasenpartialoxidation von Propen zu Acrolein und Acrylsäure) so durchzuführen, dass man, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, mit zunehmender Betriebsdauer die Temperatur der Temperaturzone A, die zunächst (nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts) eine tiefere Temperatur als die Temperaturzone A aufwies, erhöht, und gleichzeitig die Temperatur der Temperaturzone B so weiterentwickelt, dass sich die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA zwischen den Temperaturen der beiden Temperaturzonen TA, TB mit zunehmender Betriebsdauer verringert und gegebenenfalls sogar das Vor- zeichen (von + nach -) wechselt.
Nachteilig an der Lehre der WO 2007/082827 ist jedoch, dass die in ihr empfohlene Langzeitbetriebsweise die Standzeit des Katalysatorfestbetts frühzeitig beeinträchtigt. D.h., sie führt zu einer vergleichsweise ausgeprägten Beschleunigung der irreversiblen Alterung des Katalysator- festbetts. Erreicht der Grad der irreversiblen Alterung des Katalysatorfestbetts den Punkt, ab dem selbst bei weiterer Erhöhung der Temperatur des Katalysatorfestbetts der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogene Umsatz des Propens nicht mehr, oder allenfalls noch auf Kosten einer signifikant verringerten Selektivität der Acroleinbildung bzw. der Gesamtzielproduktbildung an Acrolein und Acrylsäure aufrechter- halten werden kann, muss das Katalysatorfestbett aus Gründen der Wirtschaftlichkeit des Verfahrens wenigstens teilweise (vgl. DE-A 10232748) oder vollständig durch ein frisches Katalysatorfestbett ersetzt werden. Dieser Zeitpunkt wird als Endpunkt der Standzeit des Katalysatorfestbetts bezeichnet. Die Aufgabe der vorliegenden Erfindung bestand daher darin, ein verbessertes Verfahren des Langzeitbetriebs einer wie eingangs dieser Schrift beschrieben in zwei Temperaturzonen durchgeführten heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein zur Verfügung zu stellen, das bei einer verbesserten Standzeit des Katalysatorfestbetts über die Betriebsdauer auch eine befriedigende Selektivität der Acroleinbildung bzw. der Gesamtzielproduktbildung an Acrolein und Acrylsäure gewährleistet. Demgemäß wird ein Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein (dies ist immer auch eine Gasphasenpartialoxida- tion von Propen zu Acrolein und Acrylsäure), bei dem man ein Propen, molekularen Sauerstoff und wenigstens ein Inertgas enthaltendes Reaktionsgaseingangsgemisch, das den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 > 1 enthält, mit der Maßgabe durch ein Katalysatorfestbett, dessen Aktivmasse wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltendes Multimetalloxid ist, führt, dass
- das Katalysatorfestbett in zwei räumlich aufeinanderfolgenden Temperaturzonen A, B angeordnet ist,
- sowohl die Temperatur TA der Temperaturzone A, als auch die Temperatur TB der Temperaturzone B eine Temperatur im Temperaturbereich von 280 bis 420°C ist,
- das Reaktionsgaseingangsgemisch die Temperaturzonen A, B in der zeitlichen Abfolge„erst A" und„dann B" durchströmt, wobei sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propens im Bereich von 45 bis 85 mol-% erstreckt und sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert UB
> 90 mol-% erhöht, - beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgaseingangsgemischs durch das gesamte Katalysatorfestbett die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen,
> 80 mol-% beträgt,
- die Belastung des Katalysatorfestbetts mit dem im Reaktionsgaseingangsgemisch enthalte- nen Propen > 140 Nl Propen/l-Katalysatorfestbett-h beträgt,
- die Temperaturen TA und TB nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts so beschaffen sind, dass die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA > 0°C beträgt, und - man anschließend mit zunehmender Betriebsdauer, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, wenigstens eine der beiden Temperaturen TA, TB erhöht, zur Verfügung gestellt, das dadurch gekennzeichnet ist, dass
- die Erhöhung der wenigstens einen der beiden Temperaturen TA, TB so vorgenommen wird, dass sich die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA mit zunehmender Betriebsdauer erhöht. Mit Vorteil wird die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA für die Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett (d.h., zu Beginn des erfindungsgemäßen Verfahrens) > 2°C, vorzugsweise > 3°C und besonders bevorzugt > 5°C betragen. Üblicherweise beträgt die Differenz ΔΤΒΑ für die Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett < 50°C und vorzugsweise < 40°C.
Erfindungsgemäß günstige Differenzen ΔΤΒΑ = TB- TA für die Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett liegen im Bereich > 5°C und < 35°C, bzw. > 5°C und < 30°C, oder > 5°C und < 25°C, oder > 10°C und < 25°C bzw. > 15°C und < 20°C.
Im Regelfall geht mit der Einstellung der vorstehenden Differenzen ATBA für die Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett (d.h., zu Beginn des erfindungsgemäßen Verfahrens) eine Differenz TmaxA - TmaxB einher, die > 0°C und < 80°C, oder < 70°C beträgt.
Anwendungstechnisch zweckmäßig wird bei der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett eine nicht zu ausgeprägte Differenz TmaxA - TmaxB angestrebt.
Günstige Differenzen TmaxA - TmaxB bei der Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens am frisch beschickten Katalysatorfestbett (d.h., zu Beginn des erfindungsgemäßen Verfahrens) betragen daher > 1 °C und < 60°C, oder < 50°C, vorzugsweise > 2°C und < 40°C, mit Vorteil > 3°C und < 30°C, mit besonderem Vorteil > 5°C oder > 10°C und < 25°C sowie ganz besonders bevorzugt > 5°C und < 20°C bzw. < 15°C.
Kennzeichnend für die erfindungsgemäße Verfahrensweise ist, dass im Langzeitbetrieb der heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation des Propens zum Acrolein am selben Katalysatorfestbett, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, wenigstens eine der beiden Temperaturen TA, TB mit der Maßgabe erhöht wird, dass sich dabei die Differenz ΔΤΒΑ = TB - TA mit zunehmender Betriebsdauer erhöht.
D.h., erfindungsgemäß ist so vorzugehen, dass, jeweils bezogen auf die selbe Betriebsdauer, TB im Langzeitbetrieb eine stärkere Erhöhung erfährt als TA.
Mit anderen Worten ausgedrückt, kann im erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb sowohl TB als auch TA erhöht werden.
Erfindungsgemäß vorteilhaft beträgt die Erhöhung von TB das 1 ,2- bis 5-fache der Erhöhung von TA, jeweils bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens. D.h., günstige erfindungsgemäße Verfahren sind solche, bei denen die Erhöhung von TB das 1 ,5- bis 4-fache, oder das 1 ,5- bis 3-fache (z.B. das 2-fache) der Erhöhung von TA, jeweils bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens, beträgt.
Konsequenz der erfindungsgemäßen Verfahrensweise ist normalerweise, dass sich auch die Differenz TmaxA - TmaxB mit zunehmender Betriebsdauer verringert (im Vergleich zum Differenz- wert TmaxA - TmaxB nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts). Es hat sich jedoch als erfindungsgemäß vorteilhaft erwiesen, zu vermeiden, dass TmaxA - TmaxB im Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens negative Werte annimmt. Jedoch schließt die erfindungsgemäße Verfahrensweise ein„negativ" werden der Differenz TmaxA - jmaxB njC|-|t aus Erfindungsgemäß zweckmäßig wird man in der Regel deshalb so verfahren, dass die Differenz TmaxA - TmaxB im Langzeitbetrieb möglichst lange (z.B. innerhalb einer Be- triebsdauer von wenigstens 6 Monaten, vorzugsweise innerhalb einer Betriebsdauer von wenigstens 12 Monaten, vorteilhaft innerhalb einer Betriebsdauer von wenigstens 18 Monaten, besonders vorteilhaft innerhalb einer Betriebsdauer von wenigstens 24 Monaten, noch besser innerhalb einer Betriebsdauer von wenigstens 30 Monaten, oder von wenigstens 36 Monaten oder mehr ein positives Vorzeichen aufweist.
An dieser Stelle sei festgehalten, dass die Temperaturen der Temperaturzonen A und B (TA und TB) im großtechnischen Betrieb aus unterschiedlichen Gründen gewissen Schwankungen (in der Regel innerhalb des Intervalls ±20°C bzw. ±10°C liegend) unterliegen können (beispielsweise dann, wenn eine Zwischenregenerierung gemäß der DE-A 10351269 vorgenommen wird; unmittelbar nach erfolgter Zwischenregenerierung (im Vergleich zum Betrieb unmittelbar vor der Zwischenregenerierung) sind in der Regel geringere Temperaturen (in Einzelfällen kann dieser Temperaturunterschied auch bis zu 40°C oder mehr betragen) der Temperaturzonen ausreichend, um unter ansonsten unveränderten Bedingungen den selben, auf den Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogenen, Propenumsatz zu ge- währleisten). In diesem Fall trägt man den tatsächlichen Verlauf der Temperatur der jeweiligen Zone über die Zeit auf und legt durch die Messpunkte nach der von Legendre und Gauß entwickelten Methode der kleinsten Summe der Abweichungsquadrate eine Ausgleichskurve. Sind auf der Grundlage dieser Ausgleichskurven die erfindungsgemäßen Merkmale erfüllt, wird von der erfindungsgemäßen Verfahrensweise Gebrauch gemacht.
Für den Fall, dass im Verlauf einer erfindungsgemäßen heterogen katalysierten Gasphasen- Partialoxidation von Propen zu Acrolein (dies ist immer auch eine solche von Propen zu Acro- lein und Acrylsäure) aufgrund von z.B. veränderter Marktnachfrage oder anderweitig veränderten Rahmenbedingungen im Rahmen des Langzeitbetriebes ein und desselben Katalysator- festbetts Verfahrensparameter wie z.B. die Propenbelastung des Katalysatorfestbetts, oder die Propenbelastung des Katalysatorfestbetts und der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogene Propenumsatz mit unmittelbarer Rück- Wirkung (eine solche Veränderung wäre auch eine Erhöhung des Arbeitsdrucks gemäß der DE- A 10 2004 025445) auf die Temperatur der Temperaturzonen A, B verändert werden, um sie so verändert im nachfolgenden weiteren Betrieb über einen längeren Zeitabschnitt (Betriebsabschnitt) im Wesentlichen beizubehalten, so liegt eine erfindungsgemäße Verfahrensweise auch dann vor, wenn in diesem nachfolgenden längeren Betriebsabschnitt mit Bezug auf das Katalysatorfestbett und dessen Betrieb im Wesentlichen„unmittelbar" nach der vorgenannten Veränderung als Betrieb eines„frischen Katalysatorfestbetts" die erfindungsgemäßen kennzeichnenden Merkmale erfüllt werden. Propenbelastungen des Katalysatorfestbetts, die in einem Intervall (X ± 10) Nl/l-h liegen, werden dabei für die erfindungsgemäßen Zwecke als ein und dieselbe Propenbelastung betrachtet. Eine erfindungsgemäße Verfahrensweise liegt auch dann vor, wenn der Langzeitbetrieb bei Propenbelastungen des Katalysatorfestbetts von > 140 Nl Pro- pen/l Katalysatorfestbett h zwischenzeitlich durch einen Niederlastbetrieb (Propenbelastung des Katalysatorfestbetts < 140 Nl/l-h) unterbrochen wird und beim Ausblenden der Niederlast- betriebsphasen ein erfindungsgemäßes Hochlast-Langzeitbetriebsmuster resultiert.
Ferner soll unter dem Verfahren einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein am frisch beschickten Katalysatorfestbett die Ausübung des Verfahrens nach Abschluss einer gegebenenfalls auftretenden Formierung des Katalysatorfestbetts, d.h., nach Erreichen des quasi-stationären Betriebszustandes, verstanden werden.
Generell macht auch derjenige vom erfindungsgemäßen Verfahren Gebrauch, der das erfindungsgemäße Verfahren nur über einen bestimmten Zeitbereich des Langzeitbetriebs betreibt und vorab des teilweisen oder vollständigen Ersatzes des Katalysatorfestbetts durch ein Frischbett die erfindungsgemäße Langzeitbetriebsweise verlässt.
Erfindungsgemäß bevorzugt wird ΔΤΒΑ im Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens 70°C nicht überschreiten. Besonders vorteilhaft wird ΔΤΒΑ im Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens 60°C, und ganz besonders vorteilhaft 50°C nicht überschreiten. Erfindungsgemäß besonders günstige Verfahren sind jene, bei denen ΔΤΒΑ über die gesamte Betriebsdauer des Langzeitbetriebs im Bereich 10°C bis 50°C, vorzugsweise im Bereich 15°C bis 45°C, und ganz besonders bevorzugt im Bereich 20°C bis 40°C liegt.
Erfindungsgemäße Verfahren sind z.B. solche Verfahren, bei denen sich ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer um wenigstens 5°C, oder um wenigstens 10°C, oder um wenigstens 15°C, oder um wenigstens 20°C, oder um wenigstens 25°C, oder um wenigstens 30°C erhöht. In der Regel wird sich ΔΤΒΑ beim erfindungsgemäßen Verfahren um nicht mehr als 50°C, meist um nicht mehr als 30°C, häufig um nicht mehr als 20°C erhöhen. Häufig wird sich beim erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb die Temperatur TA über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 300 bis 400°C, und vorzugsweise im Bereich von 310°C bis 390°C bzw. im Bereich von 320°C bis 380°C bewegen. Ferner wird sich beim erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb die Temperatur TB über die gesamte Betriebsdauer häufig im Bereich von 305°C bis 415°C, vorzugsweise im Bereich von 315°C bis 410°C und besonders bevorzugt im Bereich von 330°C bis 410°C bewegen.
Bezogen auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett wird der in der Temperaturzone A resultierende Umsatz des Propylens beim erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb über die gesamte Betriebsdauer mit Vorteil 50 bis 80 mol-% und mit besonderem Vorteil 55 bis 75 mol-% betragen.
In der Temperaturzone B wird sich der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs bezogene Umsatz des Propens beim erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb über die gesamte Betriebsdauer erfindungsgemäß vorteilhaft auf einen Wert > 92 mol-%, oder > 94 mol-%, bevorzugt > 96 mol-% und ganz besonders bevorzugt
> 97 mol-%, oder > 98 mol-%, oder > 99 mol-% erhöhen.
In der Regel wird sich der Langzeitbetrieb des erfindungsgemäßen Verfahrens auf wenigstens 2 Betriebsmonate, oder auf wenigstens 4 Betriebsmonate, oder wenigstens 6 Betriebsmonate, bzw. wenigstens 9 Betriebsmonate, oder wenigstens 1 Betriebsjahr, bzw. wenigstens 1 ,5 Be- triebsjahre, oder wenigstens 2 Betriebsjahre, bzw. wenigstens 2,5 Betriebsjahre, bzw. wenigstens 3 Betriebsjahre und teilweise sogar auf wenigstens 5 Betriebsjahre, bzw. wenigstens 7 Betriebsjahre und in Einzelfällen sogar auf 10 Betriebsjahre und mehr erstrecken.
Die über eine Betriebsdauer von 1000 Tagen gemittelte Änderungsrate von TB kann beim erfin- dungsgemäßen Verfahren z.B. +0,04°C/Tag betragen, während gleichzeitig die Änderungsrate von TA über die gleiche Betriebsdauer gemittelt lediglich +0,02°C/Tag beträgt.
In der Regel wird man spätestens dann beginnen, vom erfindungsgemäßen Verfahren
Gebrauch zu machen, wenn sich das Katalysatorfestbett in einem solchen Zustand befindet, dass UB unter ansonsten unveränderten Verfahrensbedingungen um wenigstens 0,2, bzw. wenigstens 0,3, bzw. wenigstens 0,4, oder wenigstens 0,5 Molprozentpunkte niederer läge als der Wert für UB unter denselben Verfahrensbedingungen am frischen Katalysatorfestbett beträgt.
Die für das erfindungsgemäße Verfahren zu verwendenden Katalysatoren und sonstigen Ver- fahrensbedingungen wird man im Übrigen anwendungstechnisch zweckmäßig so wählen, dass die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf das beim Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett umgesetzte Propen, vorteilhaft > 82 mol-%, oder
> 84 mol-%, oder > 87 mol-%, oder > 89 mol-%, oder > 90 mol-%, oder > 92 mol-%, oder
> 94 mol-% beträgt.
Üblicherweise wird bei der erfindungsgemäßen Verfahrensweise als Nebenprodukt Acrylsäure gebildet (bezogen auf die gebildete molare Menge an Acrolein in der Regel in Mengen von < 15 mol-% bzw. < 10 mol-%). Letztere ist insbesondere dann ein gern gesehenes Nebenprodukt, wenn das erfindungsgemäße Verfahren die erste Reaktionsstufe eines zweistufigen Verfahrens der heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrylsäure bildet. Fasst man daher Acrolein und Acrylsäure als (gemeinsames) Gesamtzielprodukt zu- sammen, wird man die für das erfindungsgemäße Verfahren zu verwendenden Katalysatoren und sonstigen Verfahrensbedingungen anwendungstechnisch zweckmäßig so wählen, dass die Selektivität der Gesamtzielproduktbildung, bezogen auf den Propenumsatz beim Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett, > 93 mol-%, oder > 95 mol-%, oder > 96 mol-%, oder > 97 mol-%, oder > 98 mol-% beträgt.
Anwendungstechnisch zweckmäßig erfolgt die Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens bevorzugt in den bereits angesprochenen Zweizonen-Vielkontaktrohr-Reaktoren. Der radiale Temperaturgradient des Wärmeträgers innerhalb einer Temperaturzone beträgt dabei in der Regel 0,01 bis 5°C, häufig 0,1 bis 2°C, und ist erfindungsgemäß vorteilhaft möglichst gering.
Die Stromstärke des Wärmeträgers wird dabei in der Regel der Lehre der EP-A 700714 folgend so gewählt, dass die Temperatur des Wärmeträgers vom Eintritt in die Temperaturzone bis zum Austritt aus der Temperaturzone (bedingt durch de Exothermie der Reaktion) um 0 bis 15°C ansteigt. In typischer Weise wird das vorgenannte ΔΤ erfindungsgemäß 1 bis 10°C, oder 2 bis 8°C, oder 3 bis 6°C betragen. Mit Vorteil ist ΔΤ klein.
Grundsätzlich kann das erfindungsgemäße Verfahren jedoch auch in sonstigen zwei Temperaturzonen aufweisenden Reaktoren vom Typ eines indirekten Wärmeaustauschers durchgeführt werden.
Die erfindungsgemäße Verfahrensweise ist gegenüber den im Stand der Technik empfohlenen Verfahrensweisen insbesondere dann vorteilhaft, wenn die Propenbelastung des Katalysatorfestbetts > 150 Nl/l-h, oder > 160 Nl/l-h, oder > 170 Nl/l-h, oder > 180 Nl/l-h, oder > 190 Nl/l-h, oder > 200 Nl/l-h beträgt. In der Regel wird die Propenbelastung des Katalysatorfestbetts beim erfindungsgemäßen Verfahren jedoch < 600 Nl/l-h, meist < 400 Nl/l-h, oder < 300 Nl/l-h, oder < 250 Nl/l-h betragen.
Die Vorteilhaftigkeit der erfindungsgemäßen Verfahrensweise mit Blick auf die Selektivität der Acrolein- oder der Acrolein- und Acrylsäurebildung (der Gesamtzielproduktbildung), sowie mit Blick auf den beim Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett sich einstellenden Propenumsatz und mit Blick auf die resultierende Standzeit des Katalysatorfestbetts ist vermutlich darin begründet, dass die Exothermie einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein vergleichsweise hoch ist (340 kJ/mol). Dies führt bei den erfindungsgemäß geforderten Propenbelastungen des Katalysatorfestbetts sowie den auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfest- bett geforderten Propenumsätzen innerhalb des Katalysatorfestbetts zur Freisetzung beträchtlicher Reaktionswärmen.
Um auszuschließen, dass das in der Temperaturzone A gebildete Acrolein in der Temperatur- zone B zu hohe effektive Festbetttemperaturen durchlaufen muss, welche die unerwünschte Vollverbrennung des Acroleins fördern, muss ein beträchtlicher Anteil des Propenumsatzes zwingend in der Temperaturzone A erfolgen, was in selbiger zur Ausbildung einer ausgeprägten Heißpunkttemperatur führt. Folgt man nun im Langzeitbetrieb der Lehre der WO 2007/082827 und erhöht über die Betriebsdauer TA stärker als TB, wie es die WO 2007/082827 einfordert, so werden in der Temperaturzone A offensichtlich wenigstens in Teilbereichen vergleichsweise rasch effektive Katalysatorbetttemperaturen erreicht, die für die Katalysatorqualität prohibitiv sind. Die Katalysatorqualität wird dadurch mit zunehmender Betriebsdauer zunehmend irreversibel gemindert, was dar- über hinaus bei weiterer Erhöhung der Katalysatorfestbetttemperatur gleichzeitig eine beträchtliche Erhöhung des Anteils an unerwünschter Vollverbrennung in der Temperaturzone A bedingt. Dies führt schließlich dazu, dass vergleichsweise früh Propenumsatz und/oder Selektivität der Acrolein- bzw. der Acrolein- und Acrylsäurebildung (d.h., die Zielproduktausbeute YAC bzw. YAC+AA) auch mit der Maßnahme einer zunehmenden Erhöhung der Temperatur des Katalysa- torfestbetts nicht mehr aufrecht erhalten werden können, so dass ein Teil- oder Vollwechsel des Katalysatorfestbetts angezeigt ist.
Ein Frühindikator für das baldige Einsetzen des wie ebenda beschriebenen Verhaltens ist häufig der zeitliche Verlauf von ΔΤΗΒΑ. Während ΔΤΗΒΑ beim frisch beschickten Katalysatorfestbett mit zunehmender Betriebsdauer und Erhöhung von TA in aller Regel zunächst zunimmt, setzt bei Anwendung der Verfahrensweise gemäß WO 2007/082827 im Langzeitbetrieb oft vergleichsweise früh der Zeitpunkt ein, ab dem ΔΤΗΒΑ bei Fortsetzung des Betriebs abnimmt. Das Einsetzen dieser Abnahme ist normalerweise ein wesentlicher Fingerzeig für eine bereits ausgeprägte irreversible Schädigung des Katalysatorfestbetts.
Mit Hilfe der erfindungsgemäßen Verfahrensweise kann dem vorstehend beschriebenen Szenario offensichtlich vergleichsweise besser begegnet werden.
D.h., die Bedingung TmaxA - TmaxB > 0 allein ist für eine erfolgreiche Langzeitbetriebsweise zwar eine notwendige, aber nicht hinreichende Bedingung. Besonders vorteilhafte Ergebnisse stellen sich vielmehr dann ein, wenn beim Langzeitbetrieb die höchste effektive Temperatur des Katalysatorfestbetts zum Einen möglichst lange in der Temperaturzone A und gleichzeitig bei vergleichsweise niederen Absolutwerten gehalten wird. Letzteres ist bei der erfindungsgemäßen Langzeitbetriebsweise der Fall.
Selbstredend kann die erfindungsgemäße Verfahrensweise auch bei Propenbelastungen des Katalysatorfestbetts von < 140 Nl/l-h, oder < 130 Nl/l-h, oder < 120 Nl/l-h, oder < 1 10 Nl/l-h, oder < 100 Nl/l-h, oder < 90 Nl/l-h, oder < 80 Nl/l-h (in der Regel aber > 60 Nl/l-h) erfolgreich angewendet werden. Mit zunehmend abnehmender Propenbelastung des Katalysatorfestbetts gewinnt jedoch die Verfahrensweise gemäß der WO 2007/082827 gegenüber einer solchen Verfahrensweise an Vorteilhaftigkeit.
Ebenso kann die erfindungsgemäße Verfahrensweise analog auch auf eine heterogen katalysierte partielle Gasphasenoxidation von Acrolein zu Acrylsäure angewendet werden. Aufgrund der vergleichsweise geringeren Exothermie dieser Partialoxidation und einer höheren Tempera- tursensitivität der Totaloxidation (Vollverbrennung) von Acrylsäure im Vergleich zu Acrolein ist in diesem Fall aber auch bei hohen Acroleinbelastungen des Katalysatorfestbetts eine Verfahrensweise gemäß der WO 2007/082827 vorzuziehen.
Nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorbetts oder nach erfolgter Regenierung des Katalysatorfestbetts (z.B., in dem ein heißes Gasgemisch aus molekularem Sauerstoff und I- nertgas durch das Katalysatorfestbett geführt wird, wie es in dem in dieser Schrift diesbezüglich zitierten Stand der Technik beschrieben wird), kann das erfindungsgemäße Verfahren normalerweise nicht unmittelbar bei der für den stationären Betrieb angestrebten hohen Propenbelastung des Katalysatorfestbetts samt zugehörigem, auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogenem, Zielumsatz des Propens aufgenom- men werden.
Dies ist dadurch bedingt, dass sich die frisch hergestellten bzw. frisch regenerierten, oxidische Aktivmassen aufweisenden, Katalysatoren in einem quasi hyperaktiven (sauerstoffüberversorg- ten) Zustand befinden, der bei unmittelbarer Anwendung der stationären Betriebsbedingungen kurzzeitig insbesondere zu extremen Werten für TmaxA führen würde.
Diesem Sachverhalt wird in der Praxis normalerweise dadurch begegnet, dass das heterogen katalysierte Partialoxidationsverfahren bei einer solchen Inbetriebnahme bzw. Wiederinbetriebnahme zunächst bei vergleichsweise geringeren Werten für die Propenbelastung des Katalysa- torfestbetts und/oder den auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Katalysatorfestbett bezogenen Propenumsatz durchgeführt wird (anwendungstechnisch zweckmäßig wird auch dabei ΔΤΒΑ bei > 0°C gehalten). Anschließend bewegt man sich von diesen Inbetriebnahme- bzw. Wiederinbetriebnahmebedingungen auf die Betriebsbedingungen des angestrebten stationären Betriebs vorteilhaft so zu, dass TmaxA stets > TmaxB und zu keinem Zeitpunkt TmaxA > TmaxA im stationären Betriebszustand +3°C (d.h., der TmaxA-Wert für den stationären Betriebszustand wird auf dem Weg zum stationären Betriebszustand höchstens um 3°C überschritten). Vorteilhaft wird TmaxA beim erfindungsgemäßen Verfahren 425°C oder besser 420°C, oder noch besser 410°C nicht überschreiten.
Üblicherweise wird TmaxA beim erfindungsgemäßen Verfahren jedoch > 350°C, meist > 360°C und oft > 370°C oder > 380°C betragen. Die Betriebsphasen des heterogen katalysierten Gasphasenpartialoxidationsverfahrens ab Inbetriebnahme bzw. Wiederinbetriebnahme des Katalysatorfestbetts bis zum Erreichen der Bedingungen des stationären Betriebs (bis zum Erreichen des stationären Betriebs) werden nicht dem erfindungsgemäßen Verfahren des Langzeitbetriebs zugerechnet (in der Regel erstrecken sie sich auf < 72 h, häufig < 48 h bzw. <24 h).
Erfindungsgemäß bevorzugt wird man die erfindungsgemäße Verfahrensweise kombiniert mit einer Zwischenregenerierung gemäß der Lehre der DE-A 10351269, WO 2004/085369, DE-A 10350812 oder EP-A 614872 anwenden.
Ferner kann man bevor das Katalysatorfestbett vollständig ausgetauscht wird, einen Teilbettwechsel gemäß der Lehre der DE-A 10232748 bzw. der WO 2004/009525 vornehmen. Dabei kann sich der Teilkatalysatorfestbettwechsel in allen Fällen in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs auf bis zu 80%, oder nur auf bis zu 70%, oder nur auf bis zu 60%, oder nur auf bis zu 50%, oder nur auf bis zu 40%, oder nur auf bis zu 30%, oder bevorzugt auf bis zu 25%, besonders bevorzugt auf 30 bis 50% und ganz besonders bevorzugt auf 35 bis 45% der Schüttlänge des jeweiligen Katalysatorfestbetts erstrecken (eine zu 100% aus Inertmaterial bestehende Deckbeschickung (die Erstbeschickung aus der Strömungssicht) wird dabei, wie auch für die sonstigen Belange dieser Schrift, nicht zum Katalysatorfestbett zugehörig betrachtet; in ent- sprechender Weise wird für die Belange der vorliegenden Erfindung eine zu 100% aus Inertmaterial bestehende Abschlussbeschickung (die Endbeschickung aus der Strömungssicht) normalerweise (so lange nicht explizit etwas anderes gesagt wird) nicht zum Katalysatorfestbett zugehörig betrachtet; eine zu 100% aus Inertmaterial bestehende Zwischenbeschickung wird (so lange nicht explizit etwas anderes gesagt wird) in dieser Schrift jedoch üblicherweise zum Kata- lysatorfestbett zugehörig betrachtet).
Zweckmäßigerweise beträgt der vorgenannte Prozentsatz für einen Teilkatalystorwechsel häufig nicht weniger als 5, bzw. nicht weniger als 10, bzw. nicht weniger als 20%. Das molare Verhältnis von O2 : C3H6 im Reaktionsgaseingangsgemisch für eine erfindungsgemäße Partialoxidation von Propen zu Acrolein beträgt erfindungsgemäß > 1 . Üblicherweise wird dieses Verhältnis bei Werten < 3 liegen. Häufig beträgt das molare Verhältnis von O2 : C3H6 im Reaktionsgaseingangsgemisch beim erfindungsgemäßen Verfahren > 1 ,2, bzw. > 1 ,5 und < 2,0.
Generell ist es für eine erfindungsgemäße heterogen katalysierte Partialoxidation von Propen zu Acrolein günstig, wenn das Produktgasgemisch noch (z.B. bis zu 3 Vol.-%) nicht umgesetzten molekularen Sauerstoff enthält. Als frische (zuvor noch nicht eingesetzte, noch nicht verwendete) Katalysatoren für das Katalysatorfestbett (die Festbettkatalysatorschüttung) einer erfindungsgemäßen Gasphasen- Partialoxidation von Propen zu Acrolein kommen alle diejenigen in Betracht, deren Aktivmasse wenigstens ein Mo, Bi und Fe enthaltendes Multimetalloxid ist.
Erfindungsgemäß vorteilhafte Katalysatoren sind jene, deren Aktivmasse ein Multimetalloxid ist, das wenigstens die Elemente Mo, Fe und Bi, sowie zusätzlich wenigstens eines der beiden E- lemente Ni und Co enthält. Dabei erweist es sich als günstig, wenn von den vorgenannten fünf (von Sauerstoff verschiedenen) Elementen, bezogen auf ihre in der Aktivmasse enthaltene molare Gesamtmenge G, auf das Element Mo der größte molare Anteil (in mol-% bezogen auf die molare Gesamtmenge G) entfällt.
Erfindungsgemäß besonders geeignete Multielementoxidaktivmassen sind somit insbesondere jene der allgemeinen Formel I der DE-A 19955176, die Multielementoxidaktivmassen der allgemeinen Formel I der DE-A 19948523, die Multielementoxidaktivmassen der allgemeinen Formel I , II und I I I der DE-A 10101695, die Multielementoxidaktivmassen der allgemeinen For- mein I , I I und I II der DE-A 19948248 und die Multielementoxidaktivmassen der allgemeinen Formeln I , I I und I II der DE-A 19955168 sowie die in den Schriften EP-A 700 714,
DE-A 102009047291 , DE-A 102007005606, DE-A 10200840094, WO 2008/087116,
WO 2008/087115, WO 2007/017431 , DE-A 10 2007 004961 , DE-A-10 2008 040093, DE-An- meldenummer 102008042064.6, DE-Anmeldenummer 102008042061.1 und
DE-A 102008042060 genannten Multielementoxidaktivmassen. Dies gilt insbesondere für die in den fünf letztgenannten Schriften offenbarten beispielhaften Ausführungsformen. Ebenso eignen sich für das erfindungsgemäße Verfahren als Multielementoxidaktivmassen diejenigen, die in der WO 2007/082827 und in der WO 2005/042459 für die heterogen katalysierte partielle Gasphasenpartialoxidation empfohlen werden.
Ferner eignen sich für die frische Festbettkatalysatorschüttung einer erfindungsgemäßen Pro- penpartialoxidation die Mo, Bi und Fe enthaltenden M ultimetalloxidkatalysatoren, die in den Schriften Research Disclosure Nr. 497012 vom 29.08.2005, DE-A 100 46 957,
DE-A 100 63 162, DE-C 33 38 380, DE-A 199 02 562, EP-A 15 565, DE-C 23 80 765, EP-A 807 465, EP-A 279 374, DE-A 33 00 044, EP-A 575 897, US-A 4,438,217,
DE-A 198 55 913, WO 98/24746, DE-A 197 46 210 (diejenigen der allgemeinen Formel I I), J P-A 91/294239 und EP-A 293 224 offenbart werden. Dies gilt insbesondere für die beispielhaften (einschließlich der Vergleichsbeispiele) Ausführungsformen in diesen Schriften, unter denen jene der Research Disclosure Nr. 497012, der EP-A 15 565, der EP-A 575 897, der
DE-A 197 46 210 und der DE-A 198 55 913 besonders bevorzugt werden. Besonders hervorzuheben sind in diesem Zusammenhang ein Katalysator gemäß Beispiel 1c aus der
EP-A 15 565 sowie ein in entsprechender Weise herzustellender Katalysator, dessen Aktivmasse jedoch die Zusammensetzung Moi2Ni6,5Zn2Fe2Bii P0,oo65K0,o60x · 10 S1O2 aufweist. Ferner sind hervorzuheben das Beispiel mit der laufenden Nr. 3 aus der DE-A 198 55 913 (Stöchio- metrie: Moi2Co7Fe3Bio,6Ko,o8Sii,60x) als Hohizylindervollkatalysator der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm bzw. 5 mm x 2 mm x 2 mm (jeweils Außendurchmesser x Höhe x Innendurchmesser) sowie der Multimetalloxid I I - Vollkatalysator gemäß Beispiel 1 der DE-A 197 46 210. Ferner wären die Multimetalloxid-Katalysatoren der US-A 4,438,217 zu nennen. Letzteres gilt insbesondere dann, wenn diese eine Hohlzylinder-Geometrie der Ausmaße 5,5 mm x 3 mm x 3,5 mm, oder 5 mm x 2 mm x 2 mm, oder 5 mm x 3 mm x 2 mm, oder 6 mm x 3 mm x 3 mm, oder 7 mm x 3 mm x 4 mm (jeweils Außendurchmesser x Höhe x Innendurchmesser) aufwei- sen. Ebenso eignen sich die IVIultimetalloxidkatalysatoren und Geometrien der DE-A 101 01 695 bzw. WO 02/062737.
Weiterhin sind das Beispiel 1 aus der DE-A 100 46 957 (Stöchiometrie: [B12W2O9 x 2W03]o,5 · [Moi2Co5,6Fe2,94Sii ,59Ko,oeOx]i) als Hohlzylinder (Ring) vollkatalysator der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm bzw. 5 mm x 2 mm x 2 mm (jeweils Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser), sowie die Schalenkatalysatoren 1 , 2 und 3 aus der DE-A 100 63 162 (Stöchiometrie: Moi2Bii,0Fe3Co7Sii,6K0,o8), jedoch als ringförmige Schalenkatalysatoren entsprechender Scha¬ lendicke und auf Trägerringe der Geometrie 5 mm x 3 mm x 1 ,5 mm bzw. 7 mm x 3 mm x 1 ,5 mm (jeweils Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) aufgebracht, geeignet.
Eine Vielzahl der für das erfindungsgemäße Verfahren geeigneten Multielementoxidaktivmas- sen lässt sich unter der allgemeinen Formel I ,
Moi2BiaFebX1cX2dX3eX4fOn (I), in der die Variablen nachfolgende Bedeutung aufweisen: X1 = Nickel und/oder Kobalt,
X2 = Thallium, ein Alkalimetall und/oder ein Erdalkalimetall,
X3 = Zink, Phosphor, Arsen, Bor, Antimon, Zinn, Cer, Blei und/oder Wolfram,
X4 = Silicium, Aluminium, Titan und/oder Zirkonium, a = 0,05 bis 5,
b = 0,01 bis 5, vorzugsweise 2 bis 4,
c = 0,1 bis 10, vorzugsweise 3 bis 10,
d = 0 bis 2, vorzugsweise 0,02 bis 2,
e = 0 bis 8, vorzugsweise 0 bis 5,
f = 0 bis 10 und
n = eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiedenen Ele- mente in I bestimmt wird, subsumieren.
Sie sind in an sich bekannter Weise erhältlich (siehe z.B. die DE-A 40 23 239) und werden übli- cherweise in Substanz zu Kugeln, Ringen oder Zylindern geformt oder auch in Gestalt von
Schalenkatalysatoren, d.h., mit der Aktivmasse beschichteten vorgeformten, inerten Trägerkör- pern, eingesetzt. Selbstverständlich können sie aber auch in Pulverform als Katalysatoren angewendet werden.
Prinzipiell können Aktivmassen der allgemeinen Formel I in einfacher Weise dadurch hergestellt werden, dass man von geeigneten Quellen ihrer elementaren Konstituenten ein möglichst inniges, vorzugsweise feinteiliges, ihrer Stöchiometrie entsprechend zusammengesetztes, Trockengemisch erzeugt und dieses bei Temperaturen von 350 bis 650°C kalciniert. Die Kaicination kann sowohl unter Inertgas als auch unter einer oxidativen Atmosphäre wie z.B. Luft (Gemisch aus Inertgas und Sauerstoff) sowie auch unter reduzierender Atmosphäre (z.B. Gemisch aus Inertgas, N H3, CO und/oder H2) erfolgen. Die Kalcinationsdauer kann einige Minuten bis einige Stunden betragen und nimmt üblicherweise mit der Temperatur ab. Als Quellen für die elementaren Konstituenten der Multimetalloxidaktivmassen I kommen solche Verbindungen in Betracht, bei denen es sich bereits um Oxide handelt und/oder um solche Verbindungen, die durch Erhitzen, wenigstens in Anwesenheit von Sauerstoff, in Oxide überführbar sind.
Neben den Oxiden kommen als solche Ausgangsverbindungen vor allem Halogenide, Nitrate, Formiate, Oxalate, Citrate, Acetate, Carbonate, Aminkomplexe, Ammonium-Salze und/oder Hydroxide in Betracht (Verbindungen wie N H4OH , (NH4)2C03, N H4NO3, N H4CHO2, CH3COOH, NH4CH3C02 und/oder Ammoniumoxalat, die spätestens beim späteren Kalcinieren zu gasför- mig entweichenden Verbindungen zerfallen und/oder zersetzt werden können, können in das innige Trockengemisch zusätzlich eingearbeitet werden).
Das innige Vermischen der Ausgangsverbindungen zur Herstellung von Multimetalloxidaktivmassen I kann in trockener oder in nasser Form erfolgen. Erfolgt es in trockener Form, so wer- den die Ausgangsverbindungen zweckmäßigerweise als feinteilige Pulver eingesetzt und nach dem Mischen und gegebenenfalls Verdichten der Kaicination unterworfen. Vorzugsweise erfolgt das innige Vermischen jedoch in nasser Form. Üblicherweise werden dabei die Ausgangsverbindungen in Form einer wässrigen Lösung und/oder Suspension miteinander vermischt. Besonders innige Trockengemische werden beim beschriebenen Mischverfahren dann erhalten, wenn ausschließlich von in gelöster Form vorliegenden Quellen der elementaren Konstituenten ausgegangen wird. Als Lösungsmittel wird bevorzugt Wasser eingesetzt. Anschließend wird die erhaltene wässrige Masse getrocknet, wobei der Trocknungsprozess vorzugsweise durch Sprühtrocknung der wässrigen Mischung mit Austrittstemperaturen von 100 bis 150°C erfolgt. Üblicherweise werden die Multimetalloxidaktivmassen der allgemeinen Formel I in der (frischen) Festbettkatalysatorschüttung für eine erfindungsgemäße Gasphasenpartialoxidation zu Acrolein nicht in Pulverform sondern zu bestimmten Katalysatorgeometrien geformt eingesetzt, wobei die Formgebung vor oder nach der abschließenden Kaicination erfolgen kann. Beispielsweise können aus der Pulverform der Aktivmasse oder ihrer unkalcinierten und/oder partiell kalcinier- ten Vorläufermasse durch Verdichten zur gewünschten Katalysatorgeometrie (z.B. durch
Tablettieren, Extrudieren oder Strangpressen) Vollkatalysatoren hergestellt werden, wobei gegebenenfalls Hilfsmittel wie z.B. Graphit oder Stearinsäure als Gleitmittel und/oder Formge- bungshilfsmittel und Verstärkungsmittel wie Mikrofasern aus Glas, Asbest, Siliciumcarbid oder Kaliumtitanat zugesetzt werden können. Geeignete Vollkatalysatorgeometrien sind z.B. Vollzylinder oder Hohlzylinder mit einem Außendurchmesser und einer Länge von 2 bis 10 mm. Im Fall der Hohlzylinder ist eine Wandstärke von 1 bis 3 mm zweckmäßig. Selbstverständlich kann der Vollkatalysator auch Kugelgeometrie aufweisen, wobei der Kugeldurchmesser 2 bis 10 mm betragen kann.
Eine besonders günstige Hohlzylindergeometrie beträgt 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser), insbesondere im Fall von Vollkatalysatoren.
Selbstverständlich kann die Formgebung der pulverförmigen Aktivmasse oder ihrer pulverförmi- gen, noch nicht und/oder partiell kalcinierten Vorläufermasse auch durch Aufbringen auf vorgeformte inerte Katalysatorträger erfolgen. Die Beschichtung der Trägerkörper zur Herstellung der Schalenkatalysatoren wird in der Regel in einem geeigneten drehbaren Behälter ausgeführt, wie es z.B. aus der DE-A 29 09 671 , der EP-A 293 859 oder aus der EP-A 714 700 bekannt ist. Zweckmäßigerweise wird zur Beschichtung der Trägerkörper die aufzubringende Pulvermasse befeuchtet und nach dem Aufbringen, z.B. mittels heißer Luft, wieder getrocknet. Die Schichtdicke der auf den Trägerkörper aufgebrachten Pulvermasse wird zweckmäßigerweise im Bereich 10 bis 1000 μιη, bevorzugt im Bereich 50 bis 500 μιη und besonders bevorzugt im Bereich 150 bis 250 μιη liegend, gewählt.
Als Trägermaterialien können dabei übliche poröse oder unporöse Aluminiumoxide, Siliciumdio- xid, Thoriumdioxid, Zirkondioxid, Siliciumcarbid oder Silikate wie Magnesium- oder Aluminiumsilikat verwendet werden. Sie verhalten sich bezüglich der erfindungsgemäßen Zielreaktion in der Regel im Wesentlichen inert. Die Trägerkörper können regelmäßig oder unregelmäßig geformt sein, wobei regelmäßig geformte Trägerkörper mit deutlich ausgebildeter Oberflächenrauhigkeit, z.B. Kugeln oder Hohlzylinder, bevorzugt werden. Geeignet ist die Verwendung von im Wesentlichen unporösen, oberflächenrauhen, kugelförmigen Trägern aus Steatit (z.B. Steatit C 220 der Fa. CeramTec), deren Durchmesser 1 bis 8 mm, bevorzugt 4 bis 5 mm beträgt. Geeig- net ist aber auch die Verwendung von Zylindern als Trägerkörper, deren Länge 2 bis 10 mm und deren Außendurchmesser 4 bis 10 mm beträgt. Im Fall von erfindungsgemäß geeigneten Ringen als Trägerkörper liegt die Wanddicke darüber hinaus üblicherweise bei 1 bis 4 mm. Erfindungsgemäß bevorzugt zu verwendende ringförmige Trägerkörper besitzen eine Länge von 2 bis 6 mm, einen Außendurchmesser von 4 bis 8 mm und eine Wanddicke von 1 bis 2 mm. Er- findungsgemäß geeignet sind vor allem auch Ringe der Geometrie 7 mm x 3 mm x 4 mm
(Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) als Trägerkörper. Die Feinheit der auf die Oberfläche des Trägerkörpers aufzubringenden katalytisch aktiven Oxidmassen wird selbstredend an die gewünschte Schalendicke angepasst (vgl. EP-A 714 700). Für die (frischen) Katalysatoren einer erfindungsgemäßen Partialoxidation zur Herstellung von Acrolein geeignete Multimetalloxidaktivmassen sind ferner Massen der allgemeinen Formel II, [Y1aY2bOx]p[Y3cY4dY5eY6fY7gY8hOy]q (ll), in der die Variablen folgende Bedeutung haben: Y1 = nur Wismut oder Wismut und wenigstens eines der Elemente Tellur, Antimon, Zinn und Kupfer,
Y2 = Molybdän, oder Wolfram, oder Molybdän und Wolfram,
Y3 = ein Alkalimetall, Thallium und/oder Samarium,
Y4 = Nickel und/oder Kobalt, sowie gegebenenfalls eines oder mehrere der Elemente Kupfer, Mangan, Zink, Zinn, Cadmium, Quecksilber und die Erdalkalimetalle,
Y5 = Eisen oder Eisen und wenigstens eines der Elemente Chrom und Cer,
Y6 = Phosphor, Arsen, Bor und/oder Antimon,
Y7 = ein seltenes Erdmetall, Titan, Zirkonium, Niob, Tantal, Rhenium, Ruthenium, Rhodium, Silber, Gold, Aluminium, Gallium, Indium, Silicium, Germanium, Blei, Thorium und/oder Uran,
Y8 = Molybdän, oder Molybdän und Wolfram, a' = 0,01 bis 8,
b' = 0,1 bis 30,
c' = 0 bis 4,
d' = 0,1 bis 20,
e' > 0 bis 20, vorzugsweise 0,01 oder 0,1 bis 20,
f = 0 bis 6,
g' = 0 bis 15,
h' = 8 bis 16,
x',y'= Zahlen, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiedenen Elemente in II bestimmt werden und
p,q = Zahlen, deren Verhältnis p/q 0,1 bis 10 beträgt, enthaltend dreidimensional ausgedehnte, von ihrer lokalen Umgebung aufgrund ihrer von ihrer lokalen Umgebung verschiedenen Zusammensetzung abgegrenzte Bereiche der chemischen Zusammensetzung Y1 a Y2 bCy, deren Größtdurchmesser (längste durch den Schwerpunkt des Bereichs gehende Verbindungsstrecke zweier auf der Oberfläche (Grenzfläche) des Bereichs befindlicher Punkte) 1 nm bis 100 μιη, häufig 10 nm bis 500 nm oder 1 μιτι bis 50 bzw. bis 25 μι ι, beträgt.
Besonders vorteilhafte erfindungsgemäße Multimetalloxidmassen II sind solche, in denen Y1 nur Wismut ist.
Unter diesen werden wiederum jene bevorzugt, die der allgemeinen Formel III, [Bia»Z2 b »Ox»]p» [Z812Z3c.Z4 d »Fee»Z5fZ Z7 h »Oy »k (H l), in der die Varianten folgende Bedeutung haben: Z2 = Molybdän, oder Wolfram, oder Molybdän und Wolfram,
Z3 = Nickel und/oder Kobalt,
Z4 = Thallium, ein Alkalimetall und/oder ein Erdalkalimetall,
Z5 = Phosphor, Arsen, Bor, Antimon, Zinn, Cer und/oder Blei,
Z6 = Silicium, Aluminium, Titan und/oder Zirkonium,
Z7 = Kupfer, Silber und/oder Gold,
Z8 = Molybdän, oder Molybdän und Wolfram, a" = 0,1 bis 1 ,
b" = 0,2 bis 2,
c" = 3 bis 10,
d" = 0,02 bis 2,
e" = 0,01 bis 5, vorzugsweise 0,1 bis 3,
f = 0 bis 5,
g" = O bis 10,
h" = 0 bis 1 ,
x",y"= Zahlen, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiedenen Element in III bestimmt werden,
p",q"= Zahlen, deren Verhältnis p'Vq" 0,1 bis 5, vorzugsweise 0,5 bis 2 beträgt, entsprechen, wobei diejenigen Massen III ganz besonders bevorzugt werden, in denen Z = (Wolfram)b" und Z8i2 = (Molybdän)i2 ist.
Ferner ist es von Vorteil, wenn wenigstens 25 mol-% (bevorzugt wenigstens 50 mol-% und besonders bevorzugt wenigstens 100 mol-%) des gesamten Anteils [Y1a'Y2b'Ox]p ([Bia-ZVOvJp-) der erfindungsgemäß geeigneten Multimetalloxidmassen II (Multimetalloxidmassen III) in den erfindungsgemäß geeigneten Multimetalloxidmassen II (Multimetalloxidmassen III) in Form dreidimensional ausgedehnter, von ihrer lokalen Umgebung aufgrund ihrer von ihrer lokalen Umgebung verschiedenen chemischen Zusammensetzung abgegrenzter, Bereiche der chemischen Zusammensetzung Y1 a Y2b Ox' [BiaZ2bOx"] vorliegen, deren Größtdurchmesser im Bereich 1 nm bis 100 μιη liegt.
Hinsichtlich der Formgebung gilt bezüglich Multimetalloxidmassen Il-Katalysatoren das bei den Multimetalloxidmassen I-Katalysatoren Gesagte. Die Herstellung von Multimetalloxidmassen Il-Aktivmassen ist z.B. in der DE Anmeldenummer 102008054586.4, DE-A 102008040093, DE-A 102008040094, EP-A 575 897 sowie in der DE-A 198 55 913 beschrieben. Die vorstehend empfohlenen inerten Trägermaterialien kommen u.a. auch als inerte Materialien zur Verdünnung und/oder Abgrenzung des entsprechenden Katalysatorfestbetts, bzw. als deren schützende Vorschüttung bzw. als Nachschüttung in Betracht.
Prinzipiell kann bei einer erfindungsgemäßen Partialoxidation von Propen zu Acrolein die volumenspezifische Aktivität des (frischen) Katalysatorfestbetts in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs über die Länge des Strömungsweges (d.h., über die Länge des Katalysatorfestbetts) konstant sein, oder vorteilhaft wenigstens einmal (kontinuierlich, oder abrupt oder stufenförmig) zunehmen. Dabei ist es von Vorteil, wenn sich die Aktivmassenzusammensetzung über die Länge des Strömungsweges des Reaktionsgasgemischs (d.h. innerhalb des frischen Katalysatorfestbetts) nicht ändert.
Erfindungsgemäß vorteilhaft ist es, wenn die Festbettkatalysatorschüttung aus wenigstens zwei räumlich aufeinander folgenden Festbettkatalysatorschüttungszonen besteht, wobei die volumenspezifische Aktivität innerhalb einer Festbettkatalysatorschüttungszone im Wesentlichen konstant ist und in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches beim Übergang von einer Festbettkatalysatorschüttungszone in eine andere Festbettkatalysatorschüttungszone sprunghaft zunimmt.
Die volumenspezifische (d.h., die auf die Einheit des jeweiligen Schüttungsvolumens normierte) Aktivität einer Festbettkatalysatorschüttungszone kann nun in über die Festbettkatalysator- schüttungszone im Wesentlichen konstanter weise dadurch eingestellt werden, dass man von einer Grundmenge einheitlich hergestellter Katalysatorformkörper ausgeht (ihre Schüttung ent- spricht der maximal erzielbaren volumenspezifischen Aktivität) und diese in der jeweiligen Fest- bettkatalysatorschüttungszone mit sich bezüglich der heterogen katalysierten partiellen Gas- phasenoxidation im Wesentlichen inert verhaltenden Formkörpern (Verdünnungsformkörper) homogen verdünnt. Je höher der Anteil der Verdünnungsformkörper gewählt wird, desto geringer ist die in einem bestimmten Volumen der Schüttung enthaltene Aktivmasse bzw. Katalysa- toraktivität. Als Materialien für solche inerten Verdünnungsformkörper kommen prinzipiell alle diejenigen in Betracht, die sich auch als Trägermaterial für erfindungsgemäß geeignete Schalenkatalysatoren eigenen.
Als solche Materialien kommen z.B. poröse oder unporöse Aluminiumoxide, Siliciumdioxid, Tho- riumdioxid, Zirkondioxid, Siliziumcarbid, Silikate wie Magnesium- oder Aluminiumsilikat oder der bereits erwähnte Steatit (z.B. Steatit C 220 der Fa. CeramTec) in Betracht.
Die Geometrie solcher inerter Verdünnungsformkörper kann im Prinzip beliebig sein. D.h., es können beispielsweise Kugeln, Polygone, Vollzylinder oder auch Ringe sein. Erfindungsgemäß bevorzugt wird man als inerte Verdünnungsformkörper solche wählen, deren Geometrie derjenigen der mit ihnen zu verdünnenden Katalysatorformkörper entspricht. Erfindungsgemäß günstig ist es, wie bereits gesagt, wenn sich die chemische Zusammensetzung der verwendeten Aktivmasse über die gesamte Festbettkatalysatorschüttung nicht verändert. D.h., die für einen einzelnen Katalysatorformkörper verwendete Aktivmasse kann zwar ein Gemisch aus verschiedenen, z.B. die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltenden, Multimetalloxiden sein, für alle Katalysatorformkörper der Festbettkatalysatorschüttung ist dann jedoch das gleiche Gemisch zu verwenden.
Eine in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches über die Festbettkatalysatorschüttung zonenweise zunehmende (ist besonders vorteilhaft) volumenspezifische Aktivität lässt sich so- mit in einfacher Weise z.B. dadurch einstellen, dass man die Schüttung in einer ersten Fest- bettkatalysatorschüttungszone mit einem hohen Anteil an inerten Verdünnungsverformkörpern bezogen auf eine Sorte von Katalysatorformkörpern beginnt, und dann diesen Anteil an Verdünnungsformkörpern in Strömungsrichtung zonenweise verringert. Eine solche erfindungsgemäß vorteilhafte zonenweise Zunahme der volumenspezifischen Aktivität ist aber auch z.B. dadurch möglich, dass man bei gleich bleibender Geometrie und Aktivmassenart eines Schalenkatalysatorformkörpers zonenweise die Dicke der auf dem Träger aufgebrachten Aktivmassenschicht erhöht oder in einem Gemisch aus Schalenkatalysatoren mit gleicher Geometrie aber mit unterschiedlichem Gewichtsanteil der Aktivmasse zonenweise den Anteil an Katalysatorformkörpern mit höherem Aktivmassenanteil steigert. Alternativ kann man auch die Aktivmassen selbst verdünnen, in dem man bei der Aktivmassenherstellung z.B. in das zu calcinierende Trockengemisch aus Ausgangsverbindungen inerte verdünnend wirkende Materialien wie hochgebranntes Siliciumdioxid einarbeitet. Unterschiedliche Zusatzmengen an verdünnend wirkendem Material führen automatisch zu unterschiedlichen Aktivitäten. Je mehr verdünnend wirkendes Material zugesetzt wird, desto geringer wird die resultierende Aktivität sein. Analoge Wirkung lässt sich z.B. auch dadurch erzielen, dass man bei Mischungen aus Vollkatalysatoren und aus Schalenkatalysatoren (bei identischer Aktivmasse) in entsprechender Weise das Mischungsverhältnis verändert. Des weiteren lässt sich eine Variation der volumenspezifischen Aktivität durch den Einsatz von Katalysatorgeometrien mit unterschiedlicher Schüttdichte erzielen (z.B. bei Vollkatalysatoren mit identischer Aktivmassenzusammensetzung der verschiedenen Geometrien). Selbstredend lassen sich die beschriebenen Varianten auch kombiniert anwenden.
Natürlich können für die Festbettkatalysatorschüttung aber auch Mischungen aus Katalysatoren mit chemisch unterschiedlicher Aktivmassenzusammensetzung und als Folge dieser verschiedenen Zusammensetzung unterschiedlicher Aktivität verwendet werden. Diese Mischungen können wiederum zonenweise in ihrer Zusammensetzung variiert und/oder mit unterschiedlichen Mengen inerter Verdünnungsformkörper verdünnt werden, so dass die volumenspezifische Aktivität in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemischs zonenweise zunimmt.
Vorab und/oder im Anschluss an die Festbettkatalysatorschüttung können sich ausschließlich aus Inertmaterial (z.B. nur Verdünnungsformkörpern) bestehende Schüttungen befinden (sie werden in dieser Schrift begrifflich nicht der Festbettkatalysatorschüttung zugerechnet, da sie keine Formkörper enthalten, die Multimetalloxidaktivmasse aufweisen). Dabei können die für die Inertschüttung verwendeten Verdünnungsformkörper die gleiche Geometrie wie die in der Festbettkatalysatorschüttung verwendeten Katalysatorformkörper aufweisen. Die Geometrie der für die Inertschüttung verwendeten Verdünnungsformkörper kann aber auch von der vorgenannten Geometrie der Katalysatorformkörper verschieden sein (z.B. kugelförmig anstelle ringförmig).
Häufig weisen die für solche Inertschüttungen verwendeten Formkörper die ringförmige Geo- metrie 7 mm x 7 mm x 4 mm bzw. 7 mm x 3 mm x 4 mm (jeweils Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) oder die kugelförmige Geometrie mit dem Durchmesser d = 4 - 5 mm auf. Die Temperaturzonen A und B können sich beim erfindungsgemäßen Verfahren auch auf die Inertschüttungen erstrecken. Erfindungsgemäß vorteilhaft erfassen sowohl die Temperaturzone A als auch die Temperaturzone B für eine erfindungsgemäße Partialoxidation von Propen zu Acrolein jeweils nicht mehr als drei Festbettkatalysatorschüttungszonen (erfindungsgemäß vorteilhaft wird wenigstens eine Festbettkatalysatorschüttungszone von beiden Temperaturzonen erfasst).
Erfindungsgemäß besonders bevorzugt umfasst die gesamte Festbettkatalysatorschüttung nicht mehr als fünf, zweckmäßig nicht mehr als vier bzw. drei Festbettkatalysatorschüttungszonen.
Beim Übergang von einer Festbettkatalysatorschüttungszone in eine andere Festbettkatalysa- torschüttungszone (in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches) der Festbettkatalysatorschüttung sollte (bei einheitlicher Aktivmasse über die gesamte Festbettkatalysatorschüttung) die volumenspezifische Aktivmasse (d.h., das Gewicht der im Einheitsschüttungsvolumen enthaltenen Multimetalloxidaktivmasse) erfindungsgemäß zweckmäßig um wenigstens 5 Gew.-%, bevorzugt um wenigstens 10 Gew.-% zunehmen (dies gilt insbesondere auch bei einheitlichen Katalysatorformkörpern über die gesamte Festbettkatalysatorschüttung). In der Regel wird diese Zunahme beim erfindungsgemäßen Verfahren einer heterogen katalysierten Partialoxidation von Propen zu Acrolein nicht mehr als 50 Gew.-%, meist nicht mehr als 40 Gew.-% betragen. Ferner sollte bei einheitlicher Aktivmasse über die gesamte Festbettkatalysatorschüttung der Unterschied in der volumenspezifischen Aktivmasse derjenigen Festbettkatalysatorschüttungs- zone mit der geringsten volumenspezifischen Aktivität und derjenigen Festbettkatalysatorschüt- tungszone mit der höchsten volumenspezifischen Aktivität erfindungsgemäß vorteilhaft nicht mehr als 50 Gew.-%, vorzugsweise nicht mehr als 40 Gew.-% und in der Regel nicht mehr als 30 Gew.-% betragen.
Häufig wird bei einem erfindungsgemäßen Verfahren der heterogen katalysierten Partialoxidation von Propen zu Acrolein die Festbettkatalysatorschüttung aus nur zwei Festbettkatalysator- schüttungszonen bestehen. Erfindungsgemäß bevorzugt ist die in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches letzte Festbettkatalysatorschüttungszone der Festbettkatalysatorschüttung unverdünnt. D.h., sie besteht vorzugsweise ausschließlich aus Katalysatorformkörpern. Im Bedarfsfall kann sie auch aus einer Schüttung aus Katalysatorformkörpern bestehen, deren volumenspezifische Aktivität z.B. durch Verdünnung mit Inertmaterial abgesenkt, z.B. um 10 %, ist
Besteht die Festbettkatalysatorschüttung für eine heterogen katalysierte Partialoxidation von Propen zu Acrolein nur aus zwei Festbettkatalysatorschüttungszonen, ist es erfindungsgemäß in der Regel vorteilhaft, wenn die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der höchsten volu- menspezifischen Aktivität nicht bis in die Temperaturzone A hineinragt (insbesondere dann, wenn in der Temperaturzone A und in der Temperaturzone B die Temperierung mittels eines fließenden Wärmeträgers erfolgt, der jeweils im Gegenstrom (über den Reaktor betrachtet) zum Reaktionsgasgemisch strömt). D.h., in günstiger Weise wird die Festbettkatalysatorschüttungs- zone mit der geringeren volumenspezifischen Aktivität in die Temperaturzone B hineinragen und die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der höheren volumenspezifischen Aktivität in der Temperaturzone B beginnen und enden (d.h., hinter dem Übergang von der Temperaturzone A in die Temperaturzone B ihren Anfang haben).
Insbesondere bei Mitverwendung von, bezogen auf das Reaktionsgaseingangsgemisch, z.B. bis zu 50 Vol.-% Propan als inertem Verdünnungsgas, hat es sich jedoch als zweckmäßig erwiesen, die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der höchsten volumenspezifischen Aktivität in die Temperaturzone A hineinragen zu lassen. Dies insbesondere bei Gegenstromfahrweise (über den Reaktor betrachtet) von Salzbädern und Reaktionsgasgemisch. Besteht die Festbettkatalysatorschüttung nur aus drei Festbettkatalysatorschüttungszonen, ist es erfindungsgemäß in der Regel gleichfalls vorteilhaft, wenn die Festbettkatalysatorschüt- tungszone mit der höheren volumenspezifischen Aktivität nicht bis in die Temperaturzone A hineinragt sondern in der Temperaturzone B beginnt und endet, d.h., hinter dem Übergang von der Temperaturzone A in die Temperaturzone B ihren Anfang hat (insbesondere dann, wenn in der Temperaturzone A und in der Temperaturzone B die Temperierung mittels eines fließenden Wärmeträgers erfolgt, der jeweils im Gegenstrom zum Reaktionsgasgemisch strömt). D.h., normalerweise wird in diesem Fall die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der zweithöchsten volumenspezifischen Aktivität sowohl in die Temperaturzone A als auch in die Temperaturzone B hineinragen.
Besteht die Festbettkatalysatorschüttung aus vier Festbettkatalysatorschüttungszonen, ist es erfindungsgemäß in der Regel vorteilhaft, wenn die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der dritthöchsten volumenspezifischen Aktivität sowohl in die Temperaturzone A als auch in die Temperaturzone B hineinragt (insbesondere dann, wenn in der Temperaturzone A und in der Temperaturzone B die Temperierung mittels eines fließenden Wärmeträgers erfolgt, der jeweils im Gegenstrom zum Reaktionsgasgemisch strömt). Im Fall einer Gleichstromführung von Reaktionsgasgemisch und Wärmeträgern in den Temperaturzonen A und B kann es vorteilhaft sein, wenn beim erfindungsgemäßen Verfahren innerhalb der Festbettkatalysatorschüttung die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der höchstens volumenspezifischen Aktivität in die Temperaturzone A hineinragt.
Generell lässt sich die volumenspezifische Aktivität zwischen zwei Festbettkatalysatorschüt- tungszonen einer Festbettkatalysatorschüttung experimentell in einfacher Weise so differenzieren, dass unter identischen Randbedingungen (vorzugsweise den Bedingungen des ins Auge gefassten Verfahrens) über Festbettkatalysatorschüttungen derselben Länge, aber jeweils der Zusammensetzung der jeweiligen Festbettkatalysatorschüttungszone entsprechend, das gleiche Propen enthaltende Reaktionsgasgemisch geführt wird. Die höhere umgesetzte Menge an Propen weist die höhere volumenspezifische Aktivität aus.
Beträgt die Gesamtlänge der Festbettkatalysatorschüttung L, ist es erfindungsgemäß vorteil-
4 3 2 haft, wenn sich im Bereich X ± L , bzw. im Bereich X ± L , bzw. im Bereich X ± L
100 100 100 kein Übergang von einer Festbettkatalysatorschüttungszone in eine andere Festbettkatalysator- schüttungszone befindet, wobei X der Ort (die Stelle) innerhalb der Festbettkatalysatorschüttung ist, an dem der Übergang von der Temperaturzone A in die Temperaturzone B erfolgt. Erfindungsgemäß bevorzugt ist beim erfindungsgemäßen Verfahren die Festbettkatalysatorschüttung (ohne Einbezug von bloßen inerten Vor- und/oder Nachschüttungen) in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches wie folgt strukturiert.
Zunächst auf einer Länge von 10 bis 60 %, bevorzugt 20 bis 55 %, besonders bevorzugt 30 bis 55 % und ganz besonders bevorzugt 40 bis 50 % (d.h. z.B. auf einer Länge von 0,90 bis
1 ,70 m, bevorzugt 1 ,10 bis 1 ,60 m), jeweils der Gesamtlänge der Festbettkatalysatorschüttung, ein homogenes Gemisch aus Katalysatorformkörpern und Verdünnungsformkörpern (wobei beide vorzugsweise im wesentlichen die gleiche Geometrie aufweisen), wobei der Gewichtsanteil der Verdünnungsformkörper (die Massendichten von Katalysatorformkörpern und von Ver- dünnungsformkörpern unterscheiden sich in der Regel nur geringfügig) normalerweise 5 bis 40 Gew.-%, oder 10 bis 40 Gew.-%, oder 20 bis 40 Gew.-%, oder 25 bis 35 Gew.-% beträgt. Im Anschluss an diese erste Zone der Festbettkatalysatorschüttung befindet sich dann erfindungsgemäß vorteilhaft bis zum Ende der Länge der Festbettkatalysatorschüttung (d.h., z.B. auf einer Länge von 1 ,00 (bzw. 1 ,40 m) bis 3,00 m, bevorzugt 1 ,00 bis 2,50 bzw. bis 2,00 m) entweder eine nur in geringerem Umfang (als in der ersten Zone) verdünnte Schüttung der Katalysatorformkörper, oder, ganz besonders bevorzugt, eine alleinige (unverdünnte) Schüttung derselben Katalysatorformkörper, die auch in der ersten Zone verwendet worden sind. Das Vorgenannte trifft insbesondere dann zu, wenn in der Festbettkatalysatorschüttung als Katalysatorformkörper Vollkatalysatorringe oder Schalenkatalysatorringe (insbesondere jene, die in dieser Schrift als bevorzugt genannt werden) eingesetzt werden. Mit Vorteil weisen im Rahmen der vorgenannten Strukturierung sowohl die Katalysatorformkörper als auch die Verdünnungsformkörper beim erfindungsgemäßen Verfahren im wesentlichen die Ringgeometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) auf.
Das Vorgenannte trifft auch dann zu, wenn anstelle inerter Verdünnungsformkörper Schalenka- talysatorformkörper verwendet werden, deren Aktivmassenanteil um 2 bis 15 Gew.-% Punkte tiefer liegt, als der Aktivmassenanteil der am Ende der Festbettkatalysatorschüttung gegebenenfalls verwendeten Schalenkatalysatorformkörper.
Eine reine Inertmaterialschüttung, deren Länge, bezogen auf die Länge der Festbettkatalysa- torschüttung, zweckmäßig 5 bis 20 % beträgt, führt in Strömungsrichtung des Reaktionsgasgemisches in der Regel auf die Festbettkatalysatorschüttung hin. Sie wird normalerweise als Aufheizzone für das Reaktionsgasgemisch genutzt.
Erfindungsgemäß vorteilhaft erstreckt sich nun bei den vorgenannten Festbettkatalysatorschüt- tungen die Festbettkatalysatorschüttungszone mit der geringeren volumenspezifischen Aktivität noch auf 5 bis 20 %, häufig auf 5 bis 15 % ihrer Länge in die Temperaturzone B.
Erfindungsgemäß zweckmäßig erstreckt sich die Temperaturzone A auch auf eine zur Festbettkatalysatorschüttung gegebenenfalls angewandte Vorschüttung aus Inertmaterial.
Selbstredend können sich beim erfindungsgemäßen Verfahren an die Temperaturzonen A, B weitere zusätzliche Temperaturzonen anschließen. Dies ist erfindungsgemäß jedoch nicht bevorzugt. Für Schalenkatalysatoren der Festbettkatalysatorschüttung eignen sich insbesondere Trägerkörper, die eine erhöhte Oberflächenrauhigkeit aufweisen, da diese in der Regel eine erhöhte Haftfestigkeit der aufgebrachten Schale an Aktivmasse bedingt.
Vorzugsweise liegt die Oberflächenrauhigkeit Rz des Trägerkörpers im Bereich von 30 bis 200 μιη, vorzugsweise 30 bis 100 μιη (bestimmt gemäß DIN 4768 Blatt 1 mit einem„Hommel Tester" für DIN-ISO Oberflächenmessgrößen der Fa. Hommelwerke). Das Vorgenannte gilt insbesondere für Trägerkörper aus Steatit C 220 der Fa. CeramTec. Grundsätzlich können die Trägermaterialien porös oder unporös sein. In anwendungstechnisch zweckmäßiger Weise erfolgt die Durchführung eines erfindungsgemäßen Verfahrens der Partialoxidation von Propen zu Acrolein in einem Zweizonenrohrbündel- reaktor, wie er z.B. in den DE-A's 19910508, 19948523, 19910506 und 19948241 beschrieben ist. Eine bevorzugte Variante eines erfindungsgemäß einsetzbaren Zweizonenrohrbündelreak- tors offenbart die DE-C 2830765. Aber auch die in der DE-C 2513405, der US-A 3147084, der DE-A 2201528, der EP-A 383224, der WO 2007/082827, der WO 2004/08362, der
EP-A 1547994 und der DE-A 2903218 offenbarten Zweizonenrohrbündelreaktoren sind für die Durchführung eines solchen Verfahrens geeignet. D.h., in einfachster Weise befindet sich die für ein solches Verfahren erfindungsgemäß zu verwendende Festbettkatalysatorschüttung (eventuell mit vor- und/oder nachangeordneten Inert- schüttungen) in den Metall röhren eines Rohrbündelreaktors und um die Metall röhre werden zwei voneinander im wesentlichen räumlich getrennte Temperiermedien, in der Regel Salzschmelzen, geführt. Der Rohrabschnitt, über den sich das jeweilige Salzbad erstreckt, repräsentiert erfindungsgemäß eine Temperaturzone. D.h., in einfachster Weise umströmt z.B. ein Salzbad A denjenigen Abschnitt der Rohre (die Temperaturzone A), in welchem sich die oxidative Umsetzung des Propens (beim einfachen Durchgang) bis zum Erreichen eines Umsatzes UA im erfindungsgemäß erforderlichen Bereich vollzieht und ein Salzbad B umströmt den Abschnitt der Rohre (die Temperaturzone B), in welchem sich die oxidative Anschlussumsetzung des Propens (beim einfachen Durchgang) bis zum Erreichen eines Umsatzwertes UB von wenigstens 90 mol-% vollzieht (bei Bedarf können sich an die erfindungsgemäß anzuwendenden Temperaturzonen A, B weitere Temperaturzonen anschließen, die auf individuellen Temperatu- ren gehalten werden).
Anwendungstechnisch zweckmäßig umfasst eine erfindungsgemäße Propenpartialoxidation zu Acrolein keine solchen weiteren Temperaturzonen. D.h., das Salzbad B umströmt zweckmäßig den Abschnitt der Rohre, in welchem sich die oxidative Anschlussumsetzung des Propens (beim einfachen Durchgang) bis zu einem Umsatzwert > 90 mol-%, oder > 92 mol-% oder > 94 mol-% oder mehr vollzieht.
Die beiden Salzbäder A, B können erfindungsgemäß relativ zur Strömungsrichtung des durch die Reaktionsrohre strömenden Reaktionsgasgemisches im Gleichstrom oder im Gegenstrom durch den die Reaktionsrohre umgebenden Raum geführt werden. Selbstverständlich kann erfindungsgemäß auch in der Temperaturzone A eine Gleichströmung und in der Temperaturzone B eine Gegenströmung (oder umgekehrt) angewandt werden.
Selbstverständlich kann man in allen vorgenannten Fallkonstellationen innerhalb der jeweiligen Temperaturzone der, relativ zu den Reaktionsrohren, erfolgenden Parallelströmung der Salzschmelze noch eine Querströmung überlagern, so dass die einzelne Reaktionszone einem wie in der EP-A 700714, oder in der EP-A 700893, oder in der EP-A 1547944 beschriebenen Rohrbündelreaktor entspricht und insgesamt im Längsschnitt durch das Kontaktrohrbündel ein mä- anderförmiger Strömungsverlauf des Wärmeaustauschmittels resultiert.
Die Fließgeschwindigkeit des fluiden Wärmeträgers wird dabei gemäß der Lehre der vorgenannten Schriften vorteilhaft so bemessen, dass bei einer darüber hinausgehenden Erhöhung dieser Fließgeschwindigkeit im Wesentlichen keine Erhöhung des Wärmedurchgangs aus dem Reaktionsrohrinneren auf den Wärmeträger bewirkt wird.
D.h., typische Wärmeübergangszahlen von der materiellen Einhüllenden des Reaktionsraums (z.B. von der Außenwand des Reaktionsrohrs) auf den fluiden Wärmeträger (z.B. auf die Salzschmelze) betragen beim erfindungsgemäßen Verfahren vorteilhaft > 700 W/m2 K, besonders vorteilhaft > 1000 W/m2 K, ganz besonders vorteilhaft > 1500 oder > 2000 W/m2 K, in der Regel jedoch < 3000 W/m2 K.
Zweckmäßigerweise wird ein Reaktionsgaseingangsgemisch der Festbettkatalysatorschüttung auf die Temperatur der Temperaturzone A vorerwärmt zugeführt.
Üblicherweise sind in den Zweizonenrohrbündelreaktoren die Kontaktrohre aus ferritischem Stahl gefertigt und weisen in typischer Weise eine Wanddicke von 1 bis 3 mm auf. Ihr Innendurchmesser beträgt in der Regel 20 bis 30 mm, häufig 21 bis 26 mm. Ihre Länge beträgt zweckmäßig 2 bis 4 m, bevorzugt 2,5 bis 3,5 m. In jeder Temperaturzone belegt die Festbettkatalysatorschüttung wenigstens 60 % bzw. wenigstens 75 %, oder wenigstens 90 % der Länge der Zone. Die gegebenenfalls verbleibende Restlänge wird gegebenenfalls von einer Inertschüt- tung belegt. Anwendungstechnisch zweckmäßig beläuft sich die im Rohrbündelbehälter untergebrachte Anzahl an Kontaktrohren auf wenigstens 5000, vorzugsweise auf wenigstens 10000. Häufig beträgt die Anzahl der im Reaktionsbehälter untergebrachten Kontaktrohre 15000 bis 30000 oder bis 40000. Rohrbündelreaktoren mit einer oberhalb von 50000 liegenden Anzahl an Kontaktrohren bilden eher die Ausnahme. Innerhalb des Behälters sind die Kontaktrohre im Normalfall homogen verteilt angeordnet (bevorzugt 6 äquidistante Nachbarrohre pro Kontaktrohr), wobei die Verteilung zweckmäßig so gewählt wird, dass der Abstand der zentrischen In- nenachsen von zueinander nächstliegenden Kontaktrohren (die sogenannte Kontaktrohrteilung) 35 bis 45 mm beträgt (vgl. z.B. EP-B 468290).
Als Wärmeaustauschmittel eignen sich auch für die Zweizonenfahrweise insbesondere fluide Temperiermedien. Besonders günstig ist die Verwendung von Schmelzen von Salzen wie Kali- umnitrat, Kaliumnitrit, Natriumnitrit und/oder Natriumnitrat, oder von niedrig schmelzenden Metallen wie Natrium, Quecksilber sowie Legierungen verschiedener Metalle.
In der Regel ist bei allen vorstehend erwähnten Konstellationen der Stromführung in den Zweizonenrohrbündelreaktoren die Fließgeschwindigkeit der Wärmeaustauschmittels innerhalb der beiden erforderlichen Wärmeaustauschmittelkreisläufen so bemessen, dass die Temperatur des Wärmeaustauschmittels von der Eintrittsstelle in die Temperaturzone bis zur Austrittstelle aus der Temperaturzone (bedingt durch die Exothermie der Reaktion) um 0 bis 15°C ansteigt. D.h., das vorgenannte ΔΤ kann erfindungsgemäß 1 bis 10°C, oder 2 bis 8°C oder 3 bis 6°C betragen. Erfindungsgemäß bevorzugt ist es gering.
Die Eintrittstemperaturen der Wärmeaustauschmittel in die Temperaturzonen A, B der Zweizonenrohrbündelreaktoren sind dabei bei einer Propenpartialoxidation zu Acrolein erfindungsgemäß so zu wählen, dass sie den für diese Reaktion in dieser Schrift für die Temperaturzonen A, B geforderten Temperaturen sowie Temperaturunterschieden ΔΤΒΑ entsprechen (bzw. diese bedingen). Im erfindungsgemäßen Langzeitbetrieb sind sie erfindungsgemäß zu verändern. Es sei an dieser Stelle auch noch einmal darauf hingewiesen, dass für die Durchführung einer erfindungsgemäßen Propenpartialoxidation zu Acrolein insbesondere auch der in der
DE-AS 2201528 beschriebene Zweizonenrohrbündelreaktortyp verwendet werden kann, der die Möglichkeit beinhaltet, vom heißen Wärmeaustauschmittel der Temperaturzone B eine Teil- menge an die Temperaturzone A abzuführen, um gegebenenfalls ein Anwärmen eines kalten Reaktionsgaseingangsgemisches oder eines kalten Kreisgases zu bewirken. Ferner kann die Rohrbündelcharakteristik innerhalb einer individuellen Temperaturzone wie in der EP-A 382098 beschrieben gestaltet werden. Im Fall einer zweistufigen heterogen katalysierten Partialoxidation von Propen zu Acrylsäure wird man hinter der erfindungsgemäßen Verfahrensstufe anwendungstechnisch zweckmäßig eine zweite Zweizonenverfahrensstufe für die heterogen katalysierte partielle Gasphasenoxida- tion des Acroleins zur Acrylsäure schalten und so betreiben, wie es in der WO 2007/082827 beschrieben ist.
Dabei können selbstredend zwei hintereinander geschaltete Zweizonenrohrbündelreaktoren zu einem Vierzonenrohrbündelreaktor verschmolzen werden, wie es die WO 01/36364 beschreibt (vgl. auch WO 2007/082827, Seite 51 ).
Zur experimentellen Bestimmung der effektiven Temperatur des Katalysatorfestbetts in einem Reaktionsrohr eines Rohrbündelreaktors kann dieses eine zentriert durch das Reaktionsrohr von oben nach unten verlaufende Thermohülse aufweisen, in welcher mit Hilfe von in der Thermohülse geführten Thermoelementen die effektive Katalysatorfestbetttemperatur (die Reaktionstemperatur) über die gesamte Reaktionsrohrlänge ermittelt werden kann. Grundsätzlich könnte jedes in einem Rohrbündelreaktor befindliche und mit dem Katalysatorfestbett beschick- te Reaktionsrohr wie vorstehend beschrieben ausgerüstet sein.
Anwendungstechnisch zweckmäßig weist ein Rohrbündelreaktor jedoch nur eine begrenzte Anzahl derartiger Thermoreaktionsrohre oder auch kurz nur„Thermorohre" auf (vgl. z.B. Seite 56 der WO 2007/082827, die EP-A 873783, die EP-A 1270065 und die US 7,534,339 B2).
Da Thermorohre zusätzlich zum Katalysatorfestbett noch die Thermohülse aufnehmen müssen, würden sie bei ansonsten identischer Rohrgestaltung zwar eine gleich große Wärmeaustauschoberfläche, aber einen geringeren freien, vom Katalysatorfestbett einnehmbaren, Querschnitt als ein bloßes„Reaktionsrohr" aufweisen. Dem wird dadurch Rechnung getragen, dass man sie (die Thermorohre) so gestaltet, dass das Verhältnis von freier Querschnittsfläche im Rohr zum Umfang des Rohres bei Thermorohr und Reaktionsrohr gleich sind. Im Übrigen weisen Reaktionsrohr und Thermorohr bei identischer Rohrlänge über ihre Rohrlänge jeweils dieselbe Katalysatorfestbettstruktur auf. Bei der Beschickung mit Katalysatorfestbett ist darüber hinaus darauf zu achten, dass das Profil des bei der Durchströmung von Reaktionsrohr bzw. Thermorohr mit Reaktionsgasgemisch sich über die Rohrlänge jeweils einstellende Druckverlustprofils in beiden Rohrtypen einheitlich gestaltet wird. Über die Geschwindigkeit der Befüllung der Rohre mit den Formkörpern und/oder durch Mitverwendung von zerkleinerten (versplitteten Formkörpern) kann in entsprechender Weise Einfluss genommen werden (vgl. z.B. EP-A 873783 und US 7,534,339 B2). Insgesamt wird auf diese Weise sichergestellt, dass ein Thermorohr und ein Reaktionsrohr entlang der gesamten Rohrlänge zueinander gleiche Verhältnisse von Reaktionswärmeentwicklung im Rohrinneren und Abfuhr von Reaktionswärme aus dem Rohrinneren aufweisen. Das Thermorohr vermag so repräsentativ für viele Reaktionsrohre den Verlauf der effektiven Katalysatorfestbetttemperatur im Reaktionsrohr abzubilden.
Generell ist es günstig, eine erfindungsgemäße Partialoxidation von Propen zu Acrolein so zu betreiben, dass der Propengehalt im Produktgasgemisch dieser Partialoxidation den Wert 10000 Gew.-ppm, vorzugsweise 6000 Gew.-ppm und besonders bevorzugt 4000 bis
2000 Gew.-ppm nicht übersteigt.
Der Propenanteil im Reaktionsgaseingangsgemisch kann beim erfindungsgemäßen Verfahren z.B. bei Werten von 2 bis 25 Vol.-%, oft 3 bis 20 Vol.-%, oder 4 bis 15 Vol.-%, häufig bei 5 bis 12 Vol.-% bzw. 6 bis 8 Vol.-% liegen (jeweils bezogen auf das Gesamtvolumen). Als Propenquelle eignen sich insbesondere„polymer grade Propen" und„Chemical grade Propen" gemäß WO 2004/009525.
Häufig wird man das erfindungsgemäße Propen -> Acrolein Verfahren bei einem Propen : Sau- erstoff : indifferente Gase (einschließlich Wasserdampf) Volumenverhältnis im Reaktionsgas- ausgangsgemisch von 1 : (1 ,0 bis 3,0) : (5 bis 25), vorzugsweise 1 : (1 ,7 bis 2,3) : (10 bis 15) durchführen. Im Regelfall wird das indifferente (inerte) Gas zu wenigstens 20 % seines Volumens aus molekularem Stickstoff bestehen. Es kann aber auch zu > 30 Vol.-%, oder zu > 40 Vol.-%, oder zu > 50 Vol.-%, oder zu > 60 Vol.-%, oder zu > 70 Vol.-%, oder zur > 80 Vol.- %, oder zu > 90 Vol.-%, oder zu > 95 Vol.-% aus molekularem Stickstoff bestehen (mögliche Inertgase sind neben molekularem Stickstoff z.B. Gase wie Propan, Ethan, Methan, Pentan, Butan, CO2, CO, Wasserdampf und/oder Edelgase). Natürlich kann das inerte Verdünnungsgas bei einer erfindungsgemäßen Propenpartialoxidation zu Acrolein auch zu bis zu 50 mol-%, bzw. bis zu 75 mol-% und mehr aus Propan bestehen (beispielsweise kommen für das erfindungs- gemäße Verfahren alle in den Schriften WO 2007/13504, WO 2007/060036, WO 2007/042457, WO 2006/002713, WO 2006/002708 und WO 2006/002703 für die Propenpartialoxidation zu Acrolein offenbarten Reaktionsgaseingangsgemische in Betracht). Bestandteil des Verdünnungsgases kann auch Kreisgas sein, wie es bei der zweistufigen Propenpartialoxidation zu Acrylsäure nach der Abtrennung der Acrylsäure aus dem Produktgasgemisch verbleibt.
Vorgenannte Zusammensetzungsbereiche gelten auch für solche zweistufigen Verfahren, und zwar sowohl in Fällen von Sekundärgaszufuhr (z.B. Zufuhr von Luft und/oder Inertgas zwischen erster und zweiter Reaktionsstufe) als auch in Fällen wo kein Sekundärgas zugeführt wird. Erfindungsgemäß geeignete Reaktionsgaseingangsgemische sind z.B. solche, die aus
5 bis 15 (bevorzugt 6 bis 1 1 ) Vol-% Propen, 0,5 oder 4 bis 20 (bevorzugt 6 bis 12) Vol.-% Wasser,
> 0 bis 10 (bevorzugt > 0 bis 5) Vol.-% von Propen, Wasser, molekularem Sauerstoff und molekularem Stickstoff verschiedenen Bestandteilen, soviel molekularem Sauerstoff, dass das molare Verhältnis von im Reaktionsgaseingangsge- misch enthaltenem molekularem Sauerstoff zu darin enthaltenem Propen 1 ,5 bis 2,5 (bevorzugt 1 ,6 bis 2,2) beträgt, und als Restmenge bis zu 100 Vol.-% Gesamtmenge aus molekularem Stickstoff zusammengesetzt sind, wie sie die DE-A 10302715 empfiehlt.
Insbesondere bei besonders hohen Propenbelastungen der Festbettkatalysatorschüttung wird die Mitverwendung von inerten Verdünnungsgasen mit hoher spezifischer Wärme empfohlen.
Insbesondere im Fall einer zweistufigen heterogen katalysierten Gas-Phasen-Partialoxidation von Propen zu Acrylsäure, bei der das erfindungsgemäße Verfahren lediglich die erste Reaktionsstufe bildet, kommen auch die nachfolgenden Beschaffenheiten des Reaktionsgasein- gangsgemisch in Betracht.
Beispielsweise kann das Reaktionsgaseingangsgemisch > 0,01 , oder > 0,1 , oder > 0,5, oder
> 2 Vol.-% an CO2 enthalten. Meist wird der vorgenannten CC -Gehalt < 25 Vol.-% betragen.
Insbesondere dann, wenn als Quelle für den molekularen Sauerstoff beim erfindungsgemäßen Verfahren Luft verwendet wird, wird das Reaktionsgaseingangsgemisch als weiteres inertes Verdünnungsgas molekularen Stickstoff enthalten. Grundsätzlich kann das Reaktionsgaseingangsgemisch beim erfindungsgemäßen Verfahren > 1 Vol.-%, oder > 5 Vol.-%, oder > 10 Vol. - %, oder > 20 Vol.-%, oder > 30 Vol.-%, oder > 40 Vol.-% an molekularem Stickstoff enthalten. In der Regel wird der Gehalt des Reaktionsgaseingangsgemischs an molekularem Stickstoff jedoch bei Werten < 80 mol-%, oder < 70 mol-%, oder < 60 mol-% liegen.
Auch kann das Reaktionsgaseingangsgemisch (wie bereits gesagt) Propan als inertes Verdünnungsgas enthalten. Dieser Propangehalt des Reaktionsgaseingangsgemischs kann bis zu 70 Vol.-% (z.B. 5 bis 70 Vol.-%), bzw. bis zu 60 Vol.-%, oder bis 50 Vol.-%, oder bis zu 40 Vol.- %, oder bis 30 Vol.-%, oder bis 20 Vol.-%, oder bis zu 10 Vol.-% betragen. Häufig liegt dieser Propangehalt bei > 0,5 bzw. > 1 Vol.-%. Er kann aber auch bei Werten von > 0,01 Vol.-%, oder
> 0,02 Vol.-%, oder > 0,03 Vol.-% liegen. In der Regel enthält das Reaktionsgaseingangsgemisch < 10 Vol.-%, vielfach < 5 Vol.-% an Propan.
Dieses Propan kann beim erfindungsgemäßen Verfahren z.B. bewusst als dem Reaktionsgas- eingangsgemisch separat zuzuführendes inertes Verdünnungsgas zugesetzt werden. Selbstverständlich kann das Propan aber auch dadurch Bestandteil das Reaktionsgaseingangsgemisch werden, dass als Propenquelle für selbiges eine partielle Dehydrierung oder O- xidehydrierung von Propan fungiert (in der Regel werden diese heterogen katalysiert erfolgen). D. h., das im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltene Propen kann dem Reaktionsgasein- gangsgemisch wenigstens teilweise unter Begleitung von nicht umgesetztem Propan aus einer partiellen Dehydrierung (z.B. homogen und/oder heterogen katalysiert, im Beisein und/oder unter Ausschluss von molekularem Sauerstoff) zugeführt werden.
Das erfindungsgemäße Verfahren umfasst insbesondere auch solche Ausführungsformen, bei denen das Reaktionsgaseingangsgemisch > 0 bis 35 Vol.-%, häufig 1 bis 25 Vol.-%, oder 5 bis 15 Vol.-%, bzw. bis 10 Vol.-% H20 enthält.
Typische Reaktionsgaseingangsgemische sind z.B. solche, die enthalten:
5 oder 6 bis 1 1 Vol.-% Propen,
2 oder 6 bis 12 Vol.-% Wasser,
> 0, häufig > 0,5 oder > 1 bis 10 Vol.-% Propan,
> 0 bis 5 Vol.-% von Propen, Propan, Wasser, Sauerstoff und Stickstoff verschiedene Bestandteile, soviel molekularen Sauerstoff, dass das molare Verhältnis von enthaltenem molekularem Sauerstoff zu enthaltenem Propen 1 bis 3 beträgt, und als Restmenge bis zu 100 Vol.-% Gesamtmenge molekularen Stickstoff.
Erfindungsgemäße Reaktionsgaseingangsgemische können auch enthalten
6 bis 9 Vol.-% Propen,
8 bis 18 Vol.-% molekularer Sauerstoff,
6 bis 30 bzw. bis 35 Vol. Propan und
32 bis 72 Vol.-% molekularen Stickstoff.
Erfindungsgemäße Reaktionsgaseingangsgemische können aber auch bis zu 20 Vol.-% H enthalten. D.h., Reaktionsgaseingangsgemische des erfindungsgemäßen Verfahrens können auch enthalten:
4 bis 25 Vol.-% Propen,
6 bis 70 Vol.-% Propan,
5 bis 60 Vol.-% H20,
8 bis 65 Vol.-% 02 und
0,3 bis 20 Vol.-% H2. Das erfindungsgemäße Verfahren ist aber auch dann günstig, wenn das Reaktionsgasein- gangsgemisch 0,1 bis 30 Vol.-% CO2 enthält.
Für alle vorgenannten Konstellationen des erfindungsgemäßen Verfahrens kann sich jeweils eine zweite Reaktionsstufe der heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Ac- rolein zu Acrylsäure an das erfindungsgemäße Verfahren anschließen.
An dieser Stelle sei nochmals erwähnt, dass ein Teil des Reaktionsgaseingangsgemischs sogenanntes Kreisgas sein kann. Hierbei handelt es sich um Gas, das z.B. bei einer zweistufigen Partialoxidation von Propen zu Acrylsäure nach der Produktabtrennung (Acrylsäureabtrennung) vom Produktgasgemisch der zweiten Stufe verbleibt und bei einer Hintereinanderschaltung der beiden Stufen in der Regel zum Teil als inertes Verdünnungsgas zum Beschicken der ersten und/oder zweiten Stufe rückgeführt wird. Typische Kreisgasgehalte sind:
0 - 0,1 Vol.-% sonstige, z.B. Diphenyl, Diphenylether und/oder Dimethylphthalat,
0 - 0,1 Vol.-% Acrylsäure,
0 - 0,1 Vol.-% Acrolein,
2 - 5 Vol.-% Sauerstoff,
0,5 - 5 Vol.-% Wasserdampf,
0 - 3 Vol.-% Kohlenmonoxid,
0 - 8 Vol.-% Kohlendioxid,
0 - 2 Vol.-% Propan,
0,05 - 0,5 Vol.-% Propen,
85 - 95 Vol.-% Stickstoff.
Dabei kann die Acrylsäureabtrennung z.B. wie in der EP-A 982 287, der EP-A 982 289, der DE- A 199 24 532, der DE-A 101 15 277, der DE-A 196 06 877, der DE-A 197 40 252, der
DE-A 196 27 847, der DE-A 100 53 086, der EP-A 982 288 und der DE-A 196 27 847 beschrieben erfolgen.
Im Übrigen sind für das erfindungsgemäße Verfahren besonders günstige Ausgestaltungen eines Zweizonenbündelreaktors auf Seite 56ff der WO 2007/082827 beschrieben (einschließlich zugehöriger Katalysatorfestbettbeschickung der Reaktionsrohre).
Damit umfasst die vorliegende Patentanmeldung insbesondere die nachfolgenden erfindungsgemäßen Ausführungsformen: 1 . Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxidation von Propen zu Acrolein, bei dem man ein Propen, molekularen Sauerstoff und wenigstens ein Inertgas enthaltendes Reaktionsgaseingangsgemisch, das den molekularen Sau- erstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 > 1 enthält, mit der Maßgabe durch ein Katalysatorfestbett, dessen Aktivmasse wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltendes Multimetalloxid ist, führt, dass das Katalysatorfestbett in zwei räumlich aufeinanderfolgenden Temperaturzonen A, B angeordnet ist, sowohl die Temperatur TA der Temperaturzone A, als auch die Temperatur TB der Temperaturzone B eine Temperatur im Temperaturbereich von 280 bis 420°C ist, das Reaktionsgaseingangsgemisch die Temperaturzonen A, B in der zeitlichen Abfolge„erst A" und„dann B" durchströmt, wobei sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propens im Bereich von 45 bis 85 mol-% erstreckt und sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert UB > 90 mol-% erhöht, beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgaseingangsgemischs durch das gesamte Katalysatorfestbett die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen, > 80 mol-% beträgt, die Belastung des Katalysatorfestbetts mit dem im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propen > 140 Nl Propen/I Katalysatorfestbett- h beträgt, die Temperaturen TA und TB nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts so beschaffen sind, dass die Differenz ΔΤΒΑ = TB- TA > 0°C beträgt, man anschließend mit zunehmender Betriebsdauer, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, wenigstens eine der beiden Temperaturen TA, TB erhöht, dadurch gekennzeichnet, dass die Erhöhung der wenigstens einen der beiden Temperaturen TA, TB so vorgenommen wird, dass sich die Differenz ΔΤΒΑ = TB- TA mit zunehmender Betriebsdauer erhöht.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 2°C beträgt.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 3°C beträgt.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 5°C beträgt. 5. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ< 50°C beträgt. 6. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ< 40°C beträgt.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 5°C und < 35°C beträgt.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 5°C und < 30°C beträgt.
Verfahren gemäß Ausführungsform 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ> 10°C und < 25°C beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts der Unterschied zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, TmaxA, und der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone B, TmaxB, gebildet als TmaxA - TmaxB, > 0°C und < 80°C beträgt.
1 1 . Verfahren gemäß Ausführungsform 10, dadurch gekennzeichnet, dass TmaxA - TmaxB > 0°C und < 70°C beträgt.
12. Verfahren gemäß Ausführungsform 10, dadurch gekennzeichnet, dass TmaxA - TmaxB > 2°C und < 40°C beträgt.
13. Verfahren gemäß Ausführungsform 10, dadurch gekennzeichnet, dass TmaxA - TmaxB > 5°C und < 25°C beträgt.
14. Verfahren gemäß Ausführungsform 10, dadurch gekennzeichnet, dass TmaxA - TmaxB > 10°C und < 25°C beträgt. 15. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, dass im Langzeitbetrieb sowohl TB als auch TA erhöht wird.
16. Verfahren gemäß Ausführungsform 15, dadurch gekennzeichnet, dass, bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb, die Erhöhung von TB das 1 ,2- bis 5-fache der Er- höhung von TA beträgt. 17. Verfahren gemäß Ausführungsform 15, dadurch gekennzeichnet, dass, bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb, die Erhöhung von TB das 1 ,5- bis 3-fache der Erhöhung von TA beträgt. 18. Verfahren gemäß Ausführungsform 15, dadurch gekennzeichnet, dass, bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb, die Erhöhung von TB das 1 ,5- bis 2,5-fache der Erhöhung von TA beträgt.
19. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 18, dadurch gekennzeichnet, dass sich der Unterschied zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, TmaxA, und der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone B, TmaxB, gebildet als TmaxA - TmaxB, mit zunehmender Betriebsdauer verringert, aber nicht negativ wird.
20. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Betriebsdauer auf wenigstens 6 Monate erstreckt.
21 . Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Betriebsdauer auf wenigstens 12 Monate erstreckt. 22. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Betriebsdauer auf wenigstens 18 Monate erstreckt.
23. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Betriebsdauer auf wenigstens 24 Monate erstreckt.
24. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Betriebsdauer auf wenigstens 36 Monate erstreckt.
25. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 24, dadurch gekennzeichnet, dass ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer 70°C nicht überschreitet.
26. Verfahren gemäß Ausführungsform 25, dadurch gekennzeichnet, dass ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer 60°C nicht überschreitet. 27. Verfahren gemäß Ausführungsform 25, dadurch gekennzeichnet, dass ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer 50°C nicht überschreitet.
28. Verfahren gemäß Ausführungsform 25, dadurch gekennzeichnet, dass ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer 40°C nicht überschreitet.
29. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 28, dadurch gekennzeichnet, dass TA über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 300 bis 400°C liegt. 30. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 28, dadurch gekennzeichnet, dass TA über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 310 bis 390°C liegt. 31 . Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 28, dadurch gekennzeichnet, dass TA über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 320 bis 380°C liegt.
32. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 31 , dadurch gekennzeichnet, dass TB über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 305 bis 415°C liegt.
33. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 31 , dadurch gekennzeichnet, dass TB über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 315 bis 410°C liegt.
34. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 31 , dadurch gekennzeichnet, dass TB über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 330 bis 410°C liegt.
35. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 34, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsge- misch enthaltenen Propens im Bereich von 50 bis 80 mol-% erstreckt.
36. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 34, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsge- misch enthaltenen Propens im Bereich von 55 bis 75 mol-% erstreckt. 37. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 36, dadurch gekennzeichnet, dass sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert > 92 mol-% erhöht.
38. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 36, dadurch gekennzeichnet, dass sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert > 94 mol-% erhöht.
39. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 36, dadurch gekennzeichnet, dass sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert > 96 mol-% erhöht.
40. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 39, dadurch gekennzeichnet, dass die Selektivität der Acroleinbildung beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgasein- gangsgemischs durch das gesamte Katalysatorfestbett und bezogen auf umgesetztes Propen > 85 mol-% oder > 89 mol-% beträgt.
41 . Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 40, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen > 150 Nl/l-h beträgt. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 40, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen > 160 Nl/l-h beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 40, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen > 170 Nl/l-h beträgt. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 40, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen > 180 Nl/l-h beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 44, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen < 400 Nl/l-h beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 44, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen < 300 Nl/l-h beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 44, dadurch gekennzeichnet, dass die Belastung des Katalysatorfestbetts mit Propen < 250 Nl/l-h beträgt.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 47, dadurch gekennzeichnet, dass sich das Katalysatorfestbett in den Reaktionsrohren eines zwei Temperaturzonen aufwei senden Rohrbündelreaktors befindet.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 48, dadurch gekennzeichnet, dass man den Langzeitbetrieb unterbricht und das Katalysatorfestbett durch Durchleiten eines heißen Gasgemischs aus molekularem Sauerstoff und Inertgas durch das Katalysatorfestbett regeneriert und daran anschließend den Langzeitbetrieb fortsetzt. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 49, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch 2 bis 25 Vol.-% Propen enthält. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 49, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch 4 bis 15 Vol.-% Propen enthält. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 49, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch 5 bis 12 Vol.-% Propen enthält. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 52, dadurch gekennzeichnet, dass das wenigstens eine Inertgas zu wenigstens 40% seines Volumens aus molekularem Stickstoff besteht. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 52, dadurch gekennzeichnet, dass das wenigstens eine Inertgas zu bis zu 50% seines Volumens aus n-Propan besteht. 55. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 49, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch zu 5 bis 15 Vol.-% aus Propen,
0,5 bis 20 Vol.-% aus Wasser,
> 0 bis 10 Vol.-% aus von Propen, Wasser, molekularem Sauerstoff und molekularem
Stickstoff verschiedenen Bestandteilen, soviel molekularem Sauerstoff, dass das molare Verhältnis von im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenem molekularem Sauerstoff zu darin enthaltenem Propen 1 ,5 bis 2,5 beträgt, und als Restmenge bis zu 100 Vol.-% Gesamtmenge aus molekularem Stickstoff zusammen- gesetzt ist.
56. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 54, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 < 3 enthält.
57. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 54, dadurch gekennzeichnet, dass das Reaktionsgaseingangsgemisch den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 >1 ,2 und < 3 enthält. 58. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 57, dadurch gekennzeichnet, dass die Aktivmasse des Katalysatorfestbetts wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi, sowie zusätzlich wenigstens eines der beiden Elemente Ni und Co enthaltendes Multimetall- oxid ist. 59. Verfahren gemäß Ausführungsform 58, dadurch gekennzeichnet, dass von den fünf Elementen Mo, Fe, Bi, Ni und Co, bezogen auf ihre in der Aktivmasse enthaltene molare Gesamtmenge, auf das Element Mo der größte molare Anteil in mol-% und bezogen auf die molare Gesamtmenge G entfällt. 60. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 57, dadurch gekennzeichnet, dass die Aktivmasse wenigstens eine Multimetalloxidaktivmasse der allgemeinen Formel I
Moi2BiaFebX1cX2dX3eX4fOn (I), in der die Variablen nachfolgende Bedeutung aufweisen:
X1 = Nickel und/oder Kobalt, X2 = Thallium, ein Alkalimetall und/oder ein Erdalkalimetall,
X3 = Zink, Phosphor, Arsen, Bor, Antimon, Zinn, Cer, Blei und/oder Wolfram,
X4 = Silicium, Aluminium, Titan und/oder Zirkonium, a = 0,5 bis 5,
b = 0,01 bis 5,
c = 0 bis 10,
d = 0 bis 2,
e = 0 bis 8,
f = 0 bis 10, und
n = eine Zahl, die durch die Wertigkeit und Häufigkeit der von Sauerstoff verschiedenen Elemente in I bestimmt wird, ist.
Verfahren gemäß Ausführungsform 60, dadurch gekennzeichnet, dass der stöchiometri- sche Koeffizient b 2 bis 4 ist.
Verfahren gemäß Ausführungsform 60 oder 61 , dadurch gekennzeichnet, dass der stöchi- ometrische Koeffizient c 3 bis 10 ist.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 60 bis 61 , dadurch gekennzeichnet, dass der stöchiometrische Koeffizient d 0,02 bis 2 ist. 64. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 63, dadurch gekennzeichnet, dass sich ATBA mit zunehmender Betriebsdauer um wenigstens 5°C erhöht.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 63, dadurch gekennzeichnet, dass sich ATBA mit zunehmender Betriebsdauer um wenigstens 10°C erhöht.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 65, dadurch gekennzeichnet, dass sich ATBA mit zunehmender Betriebsdauer um nicht mehr als 30°C erhöht.
Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 65, dadurch gekennzeichnet, dass sich ATBA mit zunehmender Betriebsdauer um nicht mehr als 20°C erhöht.
68. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 67, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, mit zunehmender Betriebsdauer 420°C nicht überschreitet. 69. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 67, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, mit zunehmender Betriebsdauer 410°C nicht überschreitet. 70. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 69, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, > 350°C beträgt.
71 . Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 69, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, > 370°C beträgt.
72. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 71 , dadurch gekennzeichnet, dass die Differenz zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, jmaxA] un(j der Temperatur TA der Temperaturzone A, gebildet als ΔΤΗΒ Α = TmaxA- TA, 40 bis 90°C beträgt.
73. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 72, dadurch gekennzeichnet, dass sich das Katalysatorfestbett in den Rohren eines zwei Temperaturzonen aufweisenden Rohrbündelreaktors befindet, wobei jede Temperaturzone von einer Salzschmelze durchströmt wird und der Wärmeübergang von der Rohrwand zur Salzschmelze > 1000 W/m2 K und < 3000 W/m2 K beträgt.
74. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 72, dadurch gekennzeichnet, dass sich das Katalysatorfestbett in den Rohren eines zwei Temperaturzonen aufweisenden Rohrbündelreaktors befindet, wobei jede Temperaturzone von einer Salzschmelze durch- strömt wird und der Wärmeübergang von der Rohrwand zur Salzschmelze > 1500 W/m2 K und < 3000 W/m2 K beträgt.
75. Verfahren gemäß einer der Ausführungsformen 1 bis 72, dadurch gekennzeichnet, dass sich das Katalysatorfestbett in den Rohren eines zwei Temperaturzonen aufweisenden Rohrbündelreaktors befindet, wobei jede Temperaturzone von einer Salzschmelze durchströmt wird und der Wärmeübergang von der Rohrwand zur Salzschmelze > 2000 W/m2 K und < 3000 W/m2 K beträgt.
Beispiel und Vergleichsbeispiel
I. Beispiel
Ein Thermoreaktionsrohr (V2A Stahl; 33,7 mm Außendurchmesser, 2 mm Wandstärke, 29,7 mm Innendurchmesser, Länge: 350 cm, sowie ein in der Thermorohrmitte zentriert von oben nach unten verlaufendes Thermoschutzrohr (Thermohülse) zur Aufnahme eines Thermoelements, mit dem auf der gesamten Rohrlänge die Reaktionstemperatur (die effektive Kataly- satorfestbetttemperatur ermittelt werden konnte) wurde von oben nach unten wie folgt beschickt:
Abschnitt 1 : 50 cm Länge
Steatitringe der Geometrie 7 mm x 7 mm x 4 mm (Außendurchmesser x Länge x
Innendurchmesser, Steatit C220 der Fa. CeramTec) als Vorschüttung.
Abschnitt 2: 140 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit einem homogenen Gemisch bestehend aus
30 Gew.-% an Steatitringen der Geometrie 5 mm x 3 mm x 2 mm (Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser; Steatit C220 der Fa. CeramTec),
55 Gew.-% Vollkatalysator aus Abschnitt 3 und 15 Gew.-% versplittetem Vollkatalysator aus Abschnitt 3. Abschnitt 3: 160 cm Länge
Katalysatorbeschickung mit einem homogenen Gemisch aus 85 Gew.-% des ringförmigen Vollkatalysators I (5 mm x 3 mm x 2 mm = Außendurchmesser x Länge x Innendurchmesser) gemäß Ausführungsbeispiel der
DE-A 102009047291 mit der Stöchiometrie [B12W2O9 · 2W03]o,4o
[Moi2Co5,4Fe3,iSii,5Ko,oeOx]i , und 15 Gew.-% Splitt des vorgenannten Vollkatalysators
Das Thermoreaktionsrohr soll das Verhalten eines bloßen Reaktionsrohres aus entsprechendem Material und mit identischer Rohrlänge abbilden, dessen Innendurchmesser bei 2 mm Wandstärke 26 mm beträgt und das in entsprechender Weise wie das Thermoreaktionsrohr beschickt wird, sieht man davon ab, dass der im Fall des Thermoreaktionsrohrs im jeweiligen Abschnitt jeweils versplittete Gewichtsanteil an Vollkatalysatorringen beim bloßen Reaktionsrohr unversplittet, d.h. in Ringform in die Beschickung mit eingeht.
Von oben nach unten wurden die ersten 175 cm des Thermoreaktionsrohrs mittels eines über die 175 cm zum Reaktionsgasgemisch im Gegenstrom gepumpten Salzbades A thermostatisiert, das mit der Temperatur TA zugeführt wurde. Die zweiten 175 wurden mittels eines in entsprechender Weise im Gegenstrom gepumpten Salzbades B thermostatisiert, das mit der Temperatur TB zugeführt wurde. Über die jeweilige Temperaturzone war die jeweilige Salzbadtemperatur im Wesentlichen konstant.
Die beiden Salzbäder A, B bestanden jeweils aus 53 Gew.-% Kaliumnitrat, 40 Gew.-% Natriumnitrit und 7 Gew.-% Natriumnitrat. In den beiden 175 cm langen Rohrabschnitten erfolgte die Anströmung des Reaktionsrohres im Wesentlichen vertikal zur Strömungsrichtung des Reakti- onsgases. Die Strömungsgeschwindigkeit beider Salzschmelzen war so bemessen, dass eine weitere Erhöhung im Wesentlichen keine Verbesserung des Wärmedurchgangs aus dem Thermorohrinneren ins Salzbad bewirkt hätte (vgl. EP-A1547994). Das wie vorstehend beschrieben beschickte Thermorohr wurde im stationären Betrieb mit einem Reaktionsgaseingangsgemisch beschickt, das nachfolgende Gehalte aufwies und aus Luft (als Sauerstoffquelle), chemical grade Propen und Kreisgas erzeugt wurde:
6 bis 6,5 Vol.-% Propen
0,7 bis 1 ,2 Vol.-% H20,
0,4 bis 0,6 Vol.% CO,
0,7 bis 1 ,1 Vol.-% C02,
0,01 bis 0,04 Vol.-% Acrolein,
0,005 bis 0,015 Vol.-% Ethen,
0,025 bis 0,035 Vol.-% Propan,
10,8 bis 1 1 ,7 Vol.-% O2 und
wenigstens 77 Vol-% N2.
Die Belastung des Katalysatorfestbetts mit im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenem Propen lag während der stationären Betriebsphasen stets im Intervall 185 ± 10 Nl/l-h. Der Druck am Eingang des Thermoreaktionsrohres betrug dabei im Wesentlichen 2,0 atm.
Während einer stationären Betriebsphase wurden die Temperaturen TA, TB jeweils konstant gehalten.
Eine stationäre Betriebsphase erstreckte sich über 24 Betriebstage. Am Ende einer stationären Betriebsphase wurde das Partialoxidationsverfahren jeweils unterbrochen und das Katalysatorfestbett wie in der WO 2004/085369 beschrieben regeneriert.
Zur Wiederinbetriebnahme des Partialoxidationsverfahrens nach einer erfolgten Regenerierung des Katalysatorfestbetts sowie zur Erstinbetriebnahme des Katalysatorfestbetts wurden die Ge- halte des Reaktionsgaseingangsgemischs auf folgende Werte verändert:
5,7 bis 6,2 Vol.-% Propen
0,7 bis 1 ,2 Vol.-% H20,
0,4 bis 0,6 Vol.% CO,
0,7 bis 1 ,1 Vol.-% C02,
0,01 bis 0,04 Vol.-% Acrolein,
0,005 bis 0,015 Vol.-% Ethen,
0,025 bis 0,035 Vol.-% Propan,
10,3 bis 1 1 ,2 Vol.-% O2 und
wenigstens 78,5 Vol-% N2. Zusätzlich wurde für eine Wiederinbetriebnahme sowie zur Erstinbetriebnahme die Propenbelastung des Katalysatorfestbetts auf 100 Nl/l-h abgesenkt und TA, TB unter der Maßgabe ΔΤΒΑ > 0 soweit beschränkt, dass der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr bezogene Propenumsatz auf 94 mol-% begrenzt war. Von diesen Betriebsbe- dingungen ausgehend wurden die Betriebsbedingungen des stationären Betriebs so angesteuert, dass TmaxA stets > als TmaxB sowie stets kleiner als das TmaxA im sich anschließenden stationären Betrieb war.
Die nachfolgende Tabelle 1 zeigt die in Abhängigkeit von TA und TB für die jeweilige stationäre Betriebsphase bei der jeweiligen Propenbelastung PL des Katalysatorfestbetts resultierenden Werte für TmaxA sowie für die Gesamtselektivität SAC+AA der Bildung an Acrolein und Acrylsäure (die Selektivität der Gesamtzielproduktbildung bezogen auf beim Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr (Thermoreaktionsrohr) umgesetztes Propen). Ferner zeigt die Tabelle 1 die Werte für ΔΤΒΑ und für ΔΤΗΒΑ. Alle Angaben beziehen sich jeweils auf den 24. Betriebstag der jeweiligen stationären Betriebsphase.
II. Vergleichsbeispiel Alles im Vergleichsbeispiel wurde wie im Beispiel durchgeführt, jedoch mit dem Unterschied, dass im Langzeitbetrieb zum Beibehalt des Propen Umsatzes TA, TB so verändert wurden, dass sich ΔΤΒΑ gemäß der Lehre der WO 2007/082827 verringerte. Tabelle 2 zeigt die resultierenden Ergebnisse in entsprechender Weise wie dies Tabelle 1 für das Beispiel tut. Tabelle 1 (Beispiel):
BetriebsPL TA TB "pmaxA ΔΤΒΑ ΔΤΗΒΑ gAC+AA phase (Nl/l-h) (°C) (°C) (°C) (°C) (°C) (mol-%)
1 180 325 341 385 16 60 95,5
2 175 325 342 384 17 59 96,2
3 175 325 343 384 18 59 96,5
4 190 327 346 385 19 58 96,1
5 179 328 347 386 19 58 96,1
6 182 329 348 392 19 63 96,2
7 175 330 349 394 19 64 96,3
8 192 333 353 396 20 62 96,5
9 192 333 355 396 22 63 96,3
10 194 335 357 402 22 67 96,5
1 1 187 336 359 400 23 64 96,5
12 182 334 357 396 23 62 96,5
13 188 336 360 398 24 62 96,5
14 187 334 358 400 24 66 96,3 BetriebsPL TA TB "pmaxA ΔΤΒΑ ΔΤΗΒΑ gAC+AA phase (Nl/l-h) (°C) (°C) (°C) (°C) (°C) (mol-%)
15 188 336 361 405 25 69 96,6
16 183 338 363 404 25 66 96,3
17 190 340 365 409 25 69 96,1
18 184 340 368 408 28 68 96,4
19 190 337 365 406 28 69 96,4
20 192 340 369 409 29 69 96,4
22 190 341 370 408 29 67 96,3
23 194 341 370 410 29 69 96,4
24 186 343 373 410 30 67 95,8
25 191 342 372 41 1 30 69 95,9
26 195 341 372 408 31 67 95,5
29 185 340 372 402 32 62 95,4
34 191 349 382 41 1 33 62 94,7
37 189 355 389 415 34 60 92,8
38 194 360 393 418 33 58 92,4
Nach der 38. Betriebsphase wurde das Katalysatorfestbett gegen ein frisches Katalysatorfestbett ausgetauscht. Bis zum Ende der 23. Betriebsphase betrug der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr bezogene resultierende Propenumsatz 95,1 ± 0,3 mol%. Der Propenumsatz in der Temperaturzone A lag während der gesamten Betriebsphasen im Bereich von 60 bis 72 mol-%. Am Ende der 38. Betriebsphase betrug der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr bezogene resultierende Propenumsatz nur noch 91 ,8 mol-%. jmaxB war jn ai|en Betriebsphasen kleiner als TmaxA. Bei Beginn des Langzeitbetriebs betrug die Differenz TmaxB - TmaxA 15°C und verringerte sich im Verlauf des Langzeitbetriebs auf 1 ,5°C. Die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen, war in allen Betriebsphasen > 85 mol%.
Tabelle 2 (Vergleichsbeispiel):
BetriebsPL TA TB "pmaxA ΔΤΒΑ ΔΤΗΒΑ gAC+AA phase (Nl/l-h) (°C) (°C) (°C) (°C) (°C) (mol-%)
1 188 325 345 387 20 62 95,5
2 185 326 346 394 20 68 96,0
3 194 327 346 396 19 69 96,3 BetriebsPL TA TB "pmaxA ΔΤΒΑ ΔΤΗΒΑ gAC+AA phase (Nl/l-h) (°C) (°C) (°C) (°C) (°C) (mol-%)
4 191 328 347 396 19 68 96,1
5 189 330 348 401 18 71 96,3
6 183 332 348 402 16 70 96,4
7 195 334 349 404 15 70 96,4
8 190 336 350 407 14 71 96,4
9 191 337 350 409 13 72 96,5
10 190 339 352 41 1 13 72 96,5
1 1 188 341 353 412 12 71 96,4
12 188 344 355 417 1 1 73 96,2
13 194 345 356 415 1 1 70 95,5
14 195 347 357 415 10 68 94,7
15 189 349 358 415 9 66 93,7
Nach der 15. Betriebsphase wurde das Katalysatorfestbett gegen ein frisches Katalysatorfestbett ausgetauscht. Bis zum Ende der 12. Betriebsphase betrug der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr bezogene resultierende Propenumsatz 94,8 ± 0,3 mol-%. Der Propenumsatz in der Temperaturzone A lag während der gesamten Betriebsphase im Bereich 65 bis 77 mol-%.
Am Ende der 15. Betriebsphase betrug der auf einen Einmaldurchgang des Reaktionsgasgemischs durch das Thermorohr bezogene resultierende Propenumsatz nur noch 92 mol-%. jmaxB war jn ai|en Betriebsphasen kleiner als TmaxA.
Die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen, war in allen Betriebsphasen > 85 mol-%. US Provisional Patent Application No. 61/393370, eingereicht am 15. Oktober 2010 ist in die vorliegende Anmeldung durch Literaturhinweis eingefügt. Im Hinblick auf die obengenannten Lehren sind zahlreiche Änderungen und Abweichungen von der vorliegenden Erfindung möglich. Man kann deshalb davon ausgehen, dass die Erfindung, im Rahmen der beigefügten Ansprüche, anders als hierin spezifisch beschrieben, ausgeführt werden kann.

Claims

Patentansprüche
Verfahren zum Langzeitbetrieb einer heterogen katalysierten partiellen Gasphasenoxida- tion von Propen zu Acrolein, bei dem man ein Propen, molekularen Sauerstoff und wenigstens ein Inertgas enthaltendes Reaktionsgaseingangsgemisch, das den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis O2 : C3H6 > 1 enthält, mit der Maßgabe durch ein Katalysatorfestbett, dessen Aktivmasse wenigstens ein die Elemente Mo, Fe und Bi enthaltendes Multimetalloxid ist, führt, dass das Katalysatorfestbett in zwei räumlich aufeinanderfolgenden Temperaturzonen A, B angeordnet ist, sowohl die Temperatur TA der Temperaturzone A, als auch die Temperatur TB der Temperaturzone B eine Temperatur im Temperaturbereich von 280 bis 420°C ist, das Reaktionsgaseingangsgemisch die Temperaturzonen A, B in der zeitlichen Abfolge „erst A" und„dann B" durchströmt, wobei sich die Temperaturzone A bis zu einem Umsatz UA des im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propens im Bereich von 45 bis 85 mol-% erstreckt und sich in der Temperaturzone B der Umsatz des Propens auf einen Wert UB > 90 mol-% erhöht, beim einmaligen Durchgang des Reaktionsgaseingangsgemischs durch das gesamte Katalysatorfestbett die Selektivität der Acroleinbildung, bezogen auf umgesetztes Propen, > 80 mol-% beträgt, die Belastung des Katalysatorfestbetts mit dem im Reaktionsgaseingangsgemisch enthaltenen Propen > 140 Nl Propen/I Katalysatorfestbett h beträgt, die Temperaturen TA und TB nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts so beschaffen sind, dass die Differenz ΔΤΒΑ = TB- TA > 0°C beträgt, man anschließend mit zunehmender Betriebsdauer, um der Minderung der Qualität des Katalysatorfestbetts entgegenzuwirken, wenigstens eine der beiden Temperaturen TA, TB erhöht, dadurch gekennzeichnet, dass die Erhöhung der wenigstens einen der beiden Temperaturen TA, TB so vorgenommen wird, dass sich die Differenz ΔΤΒΑ = TB- TA mit zunehmender Betriebsdauer erhöht.
Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ > 2°C beträgt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts ΔΤΒΑ < 50°C beträgt.
Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass nach erfolgter frischer Beschickung des Katalysatorfestbetts der Unterschied zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, TmaxA, und der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone B, TmaxB, gebildet als TmaxA- TmaxB, > 0°C und < 80°C beträgt.
Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass im Langzeitbetrieb sowohl TB als auch TA erhöht wird.
Verfahren nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, dass, bezogen auf die selbe Betriebsdauer im Langzeitbetrieb, die Erhöhung von TB das 1 ,2- bis 5-fache der Erhöhung von TA beträgt.
Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass sich der Unterschied zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, TmaxA, und der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone B, TmaxB, gebildet als TmaxA- TmaxB, mit zunehmender Betriebsdauer verringert, aber nicht negativ wird.
Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass sich die Be triebsdauer auf wenigstens 6 Monate erstreckt.
Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer 70°C nicht überschreitet.
10. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass TA über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 300 bis 400°C liegt.
1 1 . Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass TB über die gesamte Betriebsdauer im Bereich von 305 bis 415°C liegt.
12. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 1 1 , dadurch gekennzeichnet, dass sich das Katalysatorfestbett in den Reaktionsrohren eines zwei Temperaturzonen aufweisenden Rohrbündelreaktors befindet.
13. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 12, dadurch gekennzeichnet, dass der Langzeitbetrieb unterbrochen und das Katalysatorfestbett durch Durchleiten eines heißen Gasgemischs aus molekularem Sauerstoff und Inertgas durch das Katalysatorfestbett regeneriert und daran anschließend der Langzeitbetrieb fortgesetzt wird.
14. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 13, dadurch gekennzeichnet, dass das Reak- tionsgaseingangsgemisch 2 bis 25 Vol.-% Propen enthält.
15. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, dass das wenigstens eine Inertgas zu wenigstens 40% seines Volumens aus molekularem Stickstoff besteht.
16. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 15, dadurch gekennzeichnet, dass das Reak- tionsgaseingangsgemisch den molekularen Sauerstoff und das Propen in einem molaren Verhältnis 02 : C3H6 < 3 enthält.
17. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 16, dadurch gekennzeichnet, dass sich ΔΤΒΑ mit zunehmender Betriebsdauer um wenigstens 5°C erhöht.
18. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, mit zunehmender Betriebsdauer 420°C nicht überschreitet.
19. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 18, dadurch gekennzeichnet, dass die maximale Reaktionstemperatur in der Reaktionszone A, TmaxA, > 350°C beträgt.
20. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 19, dadurch gekennzeichnet, dass die Differenz zwischen der maximalen Reaktionstemperatur in der Temperaturzone A, TmaxA, und der Temperatur TA der Temperaturzone A, gebildet als ΔΤΗΒ Α = TmaxA- TA, 40 bis 90°C beträgt.
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