WO2018115416A1 - Verfahren und anlage zur herstellung von ethylen und essigsäure - Google Patents

Verfahren und anlage zur herstellung von ethylen und essigsäure Download PDF

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WO2018115416A1
WO2018115416A1 PCT/EP2017/084338 EP2017084338W WO2018115416A1 WO 2018115416 A1 WO2018115416 A1 WO 2018115416A1 EP 2017084338 W EP2017084338 W EP 2017084338W WO 2018115416 A1 WO2018115416 A1 WO 2018115416A1
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ethylene
acetic acid
water
ethane
reactor
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PCT/EP2017/084338
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Mathieu Zellhuber
Florian Winkler
Martin Schubert
Andreas Meiswinkel
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Linde Aktiengesellschaft
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    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C5/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms
    • C07C5/42—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with a hydrogen acceptor
    • C07C5/48—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing the same number of carbon atoms by dehydrogenation with a hydrogen acceptor with oxygen as an acceptor
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/215—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of saturated hydrocarbyl groups
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C11/00—Aliphatic unsaturated hydrocarbons
    • C07C11/02—Alkenes
    • C07C11/04—Ethylene
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C53/00—Saturated compounds having only one carboxyl group bound to an acyclic carbon atom or hydrogen
    • C07C53/08—Acetic acid

Definitions

  • the invention relates to a process for the production of ethylene and acetic acid and a corresponding plant according to the preambles of the independent
  • ODH oxidative dehydrogenation
  • the ODH may be advantageous over more established processes for producing olefins such as steam cracking or catalytic dehydrogenation. So there is no therm odynamische due to the exothermic nature of the reactions involved
  • Reaction temperatures are carried out. Basically, no regeneration of the catalysts used is required because the presence of oxygen allows in situ regeneration. Finally, in contrast to steam cracking, smaller amounts of worthless by-products such as coke are formed.
  • the present invention proposes a method for
  • Streams, gas mixtures, etc. may be rich or poor in one or more components as used herein, with the term “rich” being for a content of at least 95%, 96%, 97%, 98%, 99%, 99.5%, 99.9 % or 99.99% and the term “poor” for a content of not more than 5%, 4%, 3%, 2%, 1%, 0.5%, 0.1% or 0.01% of molar, weight or Volume base can stand. If more than one component is specified, the term “rich” or “poor” refers to the sum of all components. If, for example, “oxygen” or “ethane” is mentioned here, it can be a pure gas or a mixture rich in the respective component. The following will be used to characterize pressures and temperatures
  • pressure level and "temperature level” used, which is to express that pressures and temperatures not in the form of exact Druckg. Temperature values must be used. A pressure level or
  • Temperature level may be, for example ⁇ 1%, 5%, 10%, 20% or 50% around an average. Multiple pressure and temperature levels can be disjoint or represent overlapping areas. The same pressure or temperature level can still be present, for example, even if pressures and temperatures have been reduced due to line losses or cooling.
  • indicated pressure levels are absolute pressures.
  • a "rectification column” in the language used here is a separation unit which is designed to at least partially separate a substance mixture fed in gaseous or liquid form or in the form of a two-phase mixture with liquid and gaseous fractions, possibly also in the supercritical state, by rectification So to produce from the mixture each pure substances or at least mixtures of other composition.
  • rectification columns are designed as cylindrical metal containers, which are equipped with internals, such as trays or ordered or disordered packages.
  • a rectification column has a bottom evaporator. This is a device with a heat exchanger, which is heated, and which is adapted to heat a obtained in the bottom of the rectification column liquid fraction, also referred to as bottom liquid.
  • the carboxylic acids formed in the ODH are typically separated with water from a process gas stream formed in the ODH. If paraffins of different chain lengths are used, an aqueous solution of different carboxylic acids is obtained. If this, and the simultaneous formation of higher olefins, not desired, a
  • Reaction feed stream are formed such that it contains no higher paraffins, for example, by an upstream separation.
  • the present invention is based on the surprising finding that at a water partial pressure at the outlet of one or more reactors used for the ODH-E in the range of 0.5 to 5 bar (abs.), In particular from 0.7 to 3 bar (abs. ), the molar flow ratio of acetic acid to ethylene in the effluent stream (hereinafter referred to mostly as "process gas”) is almost linear to the water partial pressure at the exit. This value can therefore be used as a process variable, if a certain product ratio of acetic acid to ethylene is to be set.
  • the partial pressure of water in the process gas is the result of both
  • Reaction feed stream and the implementation of ethane in the reactor and thus possibly also the current catalyst activity can lead to greatly fluctuating water partial pressures in the process gas and thus fluctuating product ratios without knowledge of the above-mentioned influencing variables, can lead to greatly fluctuating water partial pressures in the process gas and thus fluctuating product ratios without knowledge of the above-mentioned influencing variables, can lead to greatly fluctuating water partial pressures in the process gas and thus fluctuating product ratios without knowledge of the above-mentioned influencing variables.
  • Catalyst type is made, can be set particularly reliable.
  • the present invention therefore proposes a process for the production of ethylene and acetic acid in which an ethane and oxygen-containing reaction feed stream is formed and a portion of the ethane and oxygen in the reaction feed stream is converted to the ethylene and acetic acid by oxidative dehydrogenation to yield a process gas wherein the process gas contains the unreacted portion of ethane and oxygen, ethylene and acetic acid, and water.
  • a corresponding process gas also contains other by-products such as carbon monoxide and carbon dioxide. According to the invention it is provided that in the process gas, a partial pressure of water in dependence on a predetermined
  • Product ratio in particular a predetermined Fernmolenstromlinger, of the acetic acid to the ethylene to a value in a range between 0.5 to 5 bar (abs.), In particular in a range between 0.7 and 3 bar (abs.) Is set.
  • Product ratio in particular a predetermined Fernmolenstromlinger, of the acetic acid to the ethylene to a value in a range between 0.5 to 5 bar (abs.), In particular in a range between 0.7 and 3 bar (abs.) Is set.
  • reaction feedstream is the entire gas mixture subject to ODH. This can be supplied in particular in the form of separate material streams or the reactors used. For example, a paraffinic material stream and an oxygen-containing material stream may be combined to form a corresponding reaction feed stream in the reactor (s) used or upstream of the reactor or reactors.
  • a "forming" of the reaction feedstream can be any procedural
  • Treatment such as compression, expansion, cooling or heating or the separation of partial streams, the feed of other streams or a chemical reaction of components include.
  • forming the reaction feed stream comprises, for example, heating a stream of material transferred into the reaction feedstream.
  • Heating can be the reaction feed stream be brought to a temperature which is the ODH in a subsequent
  • the forming of the reaction feed stream comprises
  • Reaction conditions in the ODH favorably influence.
  • the ODH is a highly exothermic reaction, so typically so-called diluents such as inert gases or steam are added to prevent thermal runaway.
  • diluents such as inert gases or steam are added to prevent thermal runaway.
  • Corresponding diluents may be added in the formation of the reaction feed stream, but optionally also in one or more reactors. Also, for example, already in the formation of the reaction feed stream oxygen or an oxygen-containing
  • the partial pressure of water is advantageously measured and a control is used by means of which the partial pressure of water is adjusted by using at least one manipulated variable.
  • a control is used by means of which the partial pressure of water is adjusted by using at least one manipulated variable.
  • the present invention is used in particular when a catalyst containing at least the elements molybdenum, vanadium, niobium and optionally tellurium, ie a so-called MoVTeNbO catalyst, is used in the oxidative dehydrogenation, because when using such a catalyst Form ethylene and acetic acid and adjust the aforementioned laws.
  • the ethane conversion can be in particular at least 20, 25, 30, 35, 40 or 45%. In particular, the ethane conversion is below 75%.
  • the given Product molar ratio of acetic acid to ethylene is in particular in a range of 0.05 to 0.5.
  • conversion or “conversion” is here the molar proportion of the reactants used, here the ethane, understood the total to (main and
  • the "product molar flow" of a component describes the molar amount of a component that exits one or more reactors per unit of time.
  • the partial pressure of water in the process gas may, in the context of the present
  • this parameter is always adapted so that an oxygen content in the process gas between 0.01 mol% and 50 mol%, preferably between 0.1 and 5 mol%, particularly preferably between 0.1 and 0.5 mol% is always maintained, on the one hand to avoid a reduction of the catalyst material due to lack of oxygen and on the other hand to limit safety risks due to high oxygen contents.
  • these limitations lead to the fact that the regulation of the addition of oxygen is in line with the basic definition of the
  • the partial pressure of water to be set is understood as meaning the partial pressure at a reactor outlet of one or more reactors used for the oxidative dehydrogenation, for example directly at the end of a reactor Catalyst bed or connected to this line.
  • a process gas from the oxidative dehydrogenation at the reactor outlet has not undergone composition-altering measures, in particular cooling, washing and the like.
  • the water partial pressure at the reactor outlet of the reactor (s) is detected.
  • Methods for determining water and thus for determining the partial pressure of water are known in principle to those skilled in the art.
  • these may be conventional absorption spectroscopy methods, e.g. Fourier-transformed infrared spectroscopy (FTI R) or tunable diode laser
  • TDLAS Absorption spectroscopy
  • the oxidative dehydrogenation is carried out in the context of the present invention in a temperature range of 240 to 500 C in a reactor bed of the reactor (s) used.
  • the reactor (s) used.
  • the total pressure at the reactor inlet of the reactor or reactors is preferably between 1 and 10 bar (abs.), In particular between 2 and 9 bar (abs.), More particularly between 3 and 8 bar (abs.).
  • the space velocity in the reactor bed of the reactor or reactors (WHSV) is in the range between 0, 1 and 10 kg ethane / (h kg catalyst), preferably between 0.5 and 5 kg ethane / (h kg catalyst), more preferably between 0.7 and 3 kg ethane / (h kg catalyst). In particular in this area, the previously explained adjustability of the product molar flows is possible.
  • the process according to the invention can be carried out using one or more diluents added to the reaction feed stream and passing into the process gas.
  • Partial water pressure in the said range in particular an addition of water or water vapor in the reaction feed stream.
  • This water or steam also acts as a diluent.
  • one or more further diluents may be used.
  • one or more diluents selected from the group consisting of water, methane, nitrogen and at least one other inert gas may be used in the present invention.
  • Carbon dioxide can also be used as a diluent.
  • Reactors not or at most participate in a small proportion and therefore go at least for the most part in the process gas.
  • reaction feed stream further ethylene in a predetermined amount, in particular from 0 to 50 mole percent, is added.
  • the "decomposition part” is an arrangement in which components or component groups are separated from the process gas or a gas mixture obtained therefrom by means of thermal separation. This recycling can be done by additional removal of a corresponding fraction in the decomposition part or by changing the
  • the present invention further extends to an apparatus for producing ethylene and acetic acid which is adapted to form an ethane and oxygen containing reaction feed stream and a portion of the ethane and oxygen in the reaction feedstream to yield a process gas by oxidative dehydrogenation to the ethylene and the acetic acid, the process gas containing the unreacted portion of ethane and oxygen, ethylene and acetic acid, and water.
  • the system has means which are set up in the process gas
  • Figure 1 illustrates a plant for the production of ethylene and acetic acid according to an embodiment of the invention.
  • FIG. 2 illustrates selectivities to ethylene and acetic acid obtained in a process according to one embodiment of the invention.
  • FIG. 3 illustrates in a method according to an embodiment of FIG.
  • Figure 4 illustrates in a method according to an embodiment of
  • FIG. 5 illustrates a method according to an embodiment of the invention.
  • FIG. 6 illustrates experimental data according to one embodiment of the invention.
  • FIG. 1 illustrates a plant for the production of olefins according to an embodiment of the invention in the form of a greatly simplified plant diagram and is denoted overall by 100.
  • an apparatus 100 for the ODH of ethane (ODH-E) is described below, as mentioned, the present invention is also suitable for use in the ODH of higher hydrocarbons. In this case, the following explanations apply accordingly.
  • a separation unit in the form of a substance stream a is fed to a rectification unit 101 with, for example, one or more rectification columns, and subjected to rectification.
  • the separation insert contains in
  • the rectification unit 101 may also be supplied with one or more further separation inserts, for example the material stream b shown here and explained in greater detail below.
  • the separation insert is used alone or together with the further separation insert (s) to obtain a gas mixture containing ethane. but is poor in higher hydrocarbons, subjected to a rectification.
  • the gas mixture is withdrawn in the form of a stream c and fed to a preheating unit 102.
  • the preheating unit 102 the gas mixture is preheated, wherein the preheating unit 102 in the example shown, a water or vapor stream d is supplied. Also further streams can be supplied, as illustrated here in the form of a stream b substance.
  • a component mixture is also obtained, which contains predominantly or exclusively the higher hydrocarbons. This is not explicitly shown.
  • a stream e flowing out of the preheating unit 102 is supplied to a reaction unit 103 to form a reaction feed stream.
  • Reaction feed stream contains, due to its formation using the
  • the reaction feed stream may further contain one or more diluents, such as water or inert gases, and other components. These can also be supplied to the reaction unit 103 in the form of further, not shown material flows.
  • the reaction unit 103 is an oxygen-containing in the example shown
  • Feed stream f This may be provided using an air separation plant 104.
  • the air separation plant 104 an air flow g is supplied for this purpose.
  • the oxygen-containing material stream f may be essentially pure oxygen, but depending on the operation of the air separation plant 104, it is also possible for there to be proportions of nitrogen and noble gases. In this way it is also possible to supply diluents.
  • reaction unit 103 From the reaction unit 103, a process gas in the form of a process gas stream h, containing ethylene formed in the reaction unit 103 by ODH of a part of ethane in the reaction feed stream, flows out. Further, the product mixture contains acetic acid, which is also formed at the ODH in the reaction unit 103 of ethane, water, carbon monoxide, carbon dioxide, unreacted oxygen, and the diluent (s) and other compounds, if added or previously formed in the reaction unit 103. It is understood that reaction unit 103 may have one, but also several, for example, operated in parallel, reactors.
  • these reactors are each corresponding reaction inserts, which may be the same or different composition, and corresponding oxygen-containing material streams f are supplied, and it will be formed corresponding process gas streams h.
  • the latter can, for example, be combined and fed together as process gas to the units explained below.
  • a water partial pressure Downstream of the reaction unit 103, a water partial pressure can be detected. This can, for example, by adding water or steam in the form of
  • Material stream d be set in the preheating unit 102.
  • Influencing in particular a fine adjustment, by adjusting the
  • the process gas is transferred into a quench unit 104, in which it can be brought into contact, for example in a wash column, with wash water or a suitable aqueous solution.
  • the process gas is in particular cooled and the acetic acid formed in the reaction unit 103 is washed out of the process gas.
  • Process water laden with acetic acid flows out of the quench unit 104 in the form of a stream of material i, which at least largely removes acetic acid-free process gas in the form of a stream k of substance.
  • acetic acid is separated from the process water laden with acetic acid as glacial acetic acid, which is carried out as stream I from Appendix 100.
  • Pure process water also recovered in the acetic acid recovery unit 105 can be supplied to the preheating unit 102 in the form of the already explained substance stream d.
  • the process water supplied to the reactor can also be provided partially or completely by externally supplied fresh water. Water which is no longer usable or required can be carried out in the form of a wastewater stream m from the plant 100 and a
  • Wastewater treatment to be supplied.
  • the present in the form of the substance stream k, at least largely freed from acetic acid process gas is in a compression unit 106 to a suitable
  • Carbon dioxide liberated process gas is in the form of a stream o in one
  • Laugenmaschinesche unit 108 transferred and there further purified of carbon dioxide.
  • waste liquor accumulates, which in the form of a stream p can be transferred to a liquor treatment unit 109 and finally discharged from the plant 100.
  • the further purified in the lye washing unit 108 process gas is transferred in the form of a stream of material r in a pre-cooling and drying unit 1 10, where it can be freed from residual water in particular.
  • the dried process gas is transferred in the form of a stream s in a low-temperature unit 1 1 1 and then in a further cooled form in the form of one or more streams t into a
  • Demethanization unit 1 12 In the low temperature unit 1 1 1 and the
  • Demethanization unit 12 are separated from the process gas lower than ethylene boiling components, including in particular carbon monoxide and oxygen, the remainder remaining in condensed form. Are in the process gas higher hydrocarbons contained, which were formed in the ODH in the reaction unit 103 as a by-product, they also go into the condensate.
  • the separated, lower than ethylene boiling components are in the form of one or more substance flows u through the low-temperature unit 1 1 1 and the pre-cooling and drying unit 1 10 returned, where appropriate, combined with other corresponding material flows, used for cooling purposes, and from the Annex 100 is executed.
  • Hydrocarbons having two and optionally more carbon atoms are supplied, if required, in the form of a stream of hydrogen v to a hydrogenation unit 11, in which, in particular, acetylene, which is also present in the reaction unit 103 in the ODH
  • ethylene is at least largely separated from other components and can be carried out in gaseous form from the plant 100 in the form of a stream x after use in an ethylene refrigeration unit 15.
  • the remaining Components predominantly ethane and possibly higher hydrocarbons, are withdrawn in the form of a stream of substance y. Are contained in this higher hydrocarbons, they are advantageously recycled in the form of the already mentioned stream b in the reaction unit. There may be an optional treatment of this stream b.
  • a part of the ethylene can also be converted into the stream y or b and recycled in this process. It is also possible to return the stream x or a part thereof. In this way, as mentioned, the yield of acetic acid can be increased if necessary.
  • certain parts of the plant in particular, for example, the rectification unit 101, can be dispensed with.
  • the stream of material y for example, can also be fed directly into the preheating unit 102 or into the reaction unit 103.
  • Other variants are possible and encompassed by the present invention.
  • Figure 2 illustrates selectivities to ethylene and acetic acid obtained in a process according to one embodiment of the invention in a graph in which water partial pressures in bar (abs.) Are plotted on the abscissa versus percent selectivity values on the ordinate.
  • the selectivity values shown for the individual products are calculated from the ratio of the respective
  • the data shown are based on two test series with different flow rates, thus different space velocities and
  • Reactor outlet is again illustrated in FIG. Here are the
  • FIG. 5 illustrates a method according to an embodiment of the invention in the form of a schematic flow chart, which is denoted overall by 200.
  • 21 1 to 214 are respectively to be reached sub-goals, designated 221 to 224 to be made specifically settings or specifications.
  • step 21 1 The desired product distribution of acetic acid to ethylene is given in step 21 1. On this basis, in step 221, a target value for the
  • Specified water partial pressure at the reactor outlet On the basis of a predetermined total amount of product in step 212 and associated amounts of recycle in step 222, a flow rate and thus the conversion in the reactor (see in particular Figures 2 and 3) set.
  • step 213 a correspondingly defined operating point is approached, for which purpose a water content in the reaction feed stream is set in step 223.
  • Fine tuning of the operating point, step 214, is accomplished by adjusting the reactor temperature in step 224.
  • FIG. 6 illustrates the results of three selected experiments 52, 56 and 71, which are part of a comprehensive series of experiments
  • Experiment 71 at 0.46 bar.
  • experiments 52 and 56 nearly identical water partial pressures were used at the reactor inlet and at Experiment 71, the water partial pressure at the reactor inlet deviated significantly.
  • the water partial pressures at the reactor outlet were for experiment 52 at 1, 28 bar, for experiment 56 at 0.99 bar and for experiment 71 at 1, 00 bar.
  • experiments 56 and 71 nearly identical water partial pressures were observed at the reactor outlet, and in experiment 52 the water partial pressure at the reactor outlet deviated significantly.
  • the salt temperature in this case represents the temperature of a salt melt which was used for cooling the reactor and therefore forms a measure of the reactor temperature:
  • Ratio of the respective selectivities is about 0.14 in experiments 56 and 71, respectively. In experiments 52 and 56, however, are similar
  • test points 52 and 56 also result in significantly different product ratios.
  • Product molar ratio of acetic acid to ethylene is about 0.17 for

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Abstract

Es wird ein Verfahren zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure vorgeschlagen, bei dem ein Ethan und Sauerstoff enthaltender Reaktionseinsatzstrom gebildet und ein Teil des Ethans und des Sauerstoffs in dem Reaktionseinsatzstrom unter Erhalt eines Prozessgases durch oxidative Dehydrierung zu dem Ethylen und der Essigsäure umgesetzt wird, wobei das Prozessgas den nicht umgesetzten Teil des Ethans und des Sauerstoffs, das Ethylen und die Essigsäure sowie Wasser enthält. Es ist vorgesehen, dass das Verfahren umfasst, in dem Prozessgas einen Wasserpartialdruck in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis von der Essigsäure zu dem Ethylen auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0,7 und 5 bar (abs.) einzustellen. Eine entsprechende Anlage (100) ist ebenfalls Gegenstand der vorliegenden Erfindung.

Description

Beschreibung
Verfahren und Anlage zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure und eine entsprechende Anlage gemäß den Oberbegriffen der unabhängigen
Patentansprüche.
Stand der Technik
Die oxidative Dehydrierung (engl. Oxidative Dehydrogenation, ODH) von Paraffinen mit zwei bis vier Kohlenstoffatomen ist grundsätzlich bekannt. Bei der ODH werden die genannten Paraffine mit Sauerstoff unter anderem zu den jeweiligen Olefinen und zu Wasser umgesetzt.
Die ODH kann gegenüber etablierteren Verfahren zur Herstellung von Olefinen wie dem Steamcracken oder der katalytischen Dehydrierung vorteilhaft sein. So besteht aufgrund der Exothermie der beteiligten Reaktionen keine therm odynamische
Gleichgewichtslimitierung. Die ODH kann bei vergleichsweise geringen
Reaktionstemperaturen durchgeführt werden. Grundsätzlich ist keine Regenerierung der eingesetzten Katalysatoren erforderlich, da die Anwesenheit von Sauerstoff eine in- situ-Regenerierung ermöglicht. Schließlich werden im Gegensatz zum Steamcracken geringere Mengen an wertlosen Nebenprodukten wie Koks gebildet.
Zu weiteren Details bezüglich der ODH sei auf einschlägige Fachliteratur,
beispielsweise Ivars, F. und Lopez Nieto, J. M., Light Alkanes Oxidation: Targets Reached and Current Challenges, in: Duprez, D. und Cavani, F. (Hrsg.), Handbook of Advanced Methods and Processes in Oxidation Catalysis: From Laboratory to Industry, London 2014: Imperial College Press, Seiten 767-834, oder Gärtner, CA. et al., Oxidative Dehydrogenation of Ethane: Common Principles and Mechanistic Aspects, ChemCatChem, Bd. 5, Nr. 1 1 , 2013, Seiten 3196 bis 3217, verwiesen.
Bei der ODH werden insbesondere bei Verwendung von MoVNbTeOx-Katalysatoren unter industriell relevanten Reaktionsbedingungen signifikante Mengen der jeweiligen Carbonsäuren der eingesetzten Paraffine als Nebenprodukte gebildet. Für einen wirtschaftlichen Anlagenbetrieb ist eine entsprechende Koppelproduktion von Olefinen und der jeweiligen Carbonsäuren bei Verwendung des beschriebenen Katalysatortyps in der Regel erforderlich. Dies gilt insbesondere für die Herstellung von Ethylen durch ODH von Ethan (ODH-E), bei der gleichzeitig Essigsäure gebildet wird.
In der industriellen Praxis gelten Koppelproduktionsverfahren als weniger interessant, da sie immer mit einer begrenzten Produktionsflexibilität einhergehen. Um ein solches Verfahren attraktiv zu gestalten, muss dem Betreiber eine einfach steuerbare, flexible Anlage zur Verfügung gestellt werden, um eine möglichst einfache Anpassung der Produktverteilung an den tatsächlichen und/oder wirtschaftlich sinnvollen Bedarf zu ermöglichen. Die vorliegende Erfindung stellt sich diese Aufgabe.
Offenbarung der Erfindung Vor diesem Hintergrund schlägt die vorliegende Erfindung ein Verfahren zur
Herstellung von Ethylen und Essigsäure und eine entsprechende Anlage mit den Merkmalen der unabhängigen Patentansprüche vor. Ausgestaltungen sind jeweils Gegenstand der abhängigen Patentansprüche sowie der nachfolgenden Beschreibung. Stoffströme, Gasgemische usw. können im hier verwendeten Sprachgebrauch reich oder arm an einer oder mehreren Komponenten sein, wobei die Angabe "reich" für einen Gehalt von wenigstens 95%, 96%, 97%, 98%, 99%, 99.5%, 99.9% oder 99.99% und die Angabe "arm" für einen Gehalt von höchstens 5%, 4%, 3%, 2%, 1 %, 0,5%, 0,1 % oder 0,01 % auf molarer, Gewichts- oder Volumenbasis stehen kann. Sind mehrere Komponenten angegeben, bezieht sich die Angabe "reich" oder "arm" auf die Summe aller Komponenten. Ist hier beispielsweise von "Sauerstoff" oder "Ethan" die Rede, kann es sich um ein Reingas, aber auch um ein an der jeweiligen Komponente reiches Gemisch handeln. Nachfolgend werden zur Charakterisierung von Drücken und Temperaturen die
Begriffe "Druckniveau" und "Temperaturniveau" verwendet, wodurch zum Ausdruck gebracht werden soll, dass Drücke und Temperaturen nicht in Form exakter Druckbzw. Temperaturwerte verwendet werden müssen. Ein Druckniveau oder
Temperaturniveau kann beispielsweise ± 1 %, 5%, 10%, 20% oder 50% um einen Mittelwert liegen. Mehrere Druck- und Temperaturniveaus können disjunkte oder überlappende Bereiche darstellen. Dasselbe Druck- bzw. Temperaturniveau kann beispielsweise auch dann noch vorliegen, wenn sich aufgrund von Leitungsverlusten oder Abkühlung Drücke und Temperaturen reduziert haben. Bei hier in bar
angegebenen Druckniveaus handelt es sich um Absolutdrücke.
Bei einer "Rektifikationskolonne" handelt es sich im hier verwendeten Sprachgebrauch um eine Trenneinheit, die dafür eingerichtet ist, ein gasförmig oder flüssig oder in Form eines Zweiphasengemischs mit flüssigen und gasförmigen Anteilen, ggf. auch im überkritischen Zustand, eingespeistes Stoffgemisch durch Rektifikation zumindest teilweise aufzutrennen, also aus dem Stoffgemisch jeweils Reinstoffe oder zumindest Stoffgemische mit anderer Zusammensetzung zu erzeugen. Typischerweise sind Rektifikationskolonnen als zylindrische Metallbehälter ausgebildet, die mit Einbauten, beispielsweise Trennböden oder geordneten oder ungeordneten Packungen, ausgerüstet sind. Eine Rektifikationskolonne weist einen Sumpfverdampfer auf. Hierbei handelt es sich um eine Einrichtung mit einem Wärmetauscher, der beheizt wird, und der dafür eingerichtet ist, eine im Sumpf der Rektifikationskolonne anfallende flüssige Fraktion, auch als Sumpfflüssigkeit bezeichnet, zu erwärmen. Mittels eines
Sumpfverdampfers wird kontinuierlich ein Teil des Sumpfprodukts verdampft und gasförmig in den Trennbereich zurückgespeist.
Vorteile der Erfindung
Wie erwähnt, ist für einen wirtschaftlichen Anlagenbetrieb eine Koppelproduktion von Ethylen und Essigsäure bei Verwendung des beschriebenen Katalysatortyps in der ODH-E in der Regel erforderlich, obwohl in der industriellen Praxis
Koppelproduktionsverfahren als weniger attraktiv gelten. Die Ausgestaltung eines flexiblen, katalytischen Prozesses ist herausfordernd, insbesondere wenn es sich um einen exothermen Prozess wie die ODH-E handelt. In diesem Fall muss stets die Gefahr eines thermischen Durchgangs unterbunden werden, was die Einstellung der Betriebsparameter teilweise stark einschränkt. Des Weiteren beinhalten die
katalytischen Prozesse eine Vielzahl von Teilreaktionen, die sich wechselseitig beeinflussen. Es ist daher in der Regel sehr schwierig, geeignete Prozessgrößen zu identifizieren, die die Reaktion zuverlässig beschreiben und als Prozessleitgröße geeignet sind. Ist nachfolgend von einer Produktion von Ethylen und Essigsäure die Rede, schließt dies nicht aus, dass im Rahmen des erfindungsgemäßen Verfahrens auch höhere Olefine und Carbonsäuren gebildet werden, insbesondere bei Verwendung von entsprechenden Einsätzen, die höhere Paraffine enthalten. Während beispielsweise beim Steamcracken auch aus schwereren Paraffinen leichtere Olefine gebildet werden können, beispielsweise aus Propan Ethylen, ist dies bei der ODH, insbesondere der ODH-E, typischerweise nicht der Fall. So wird Propan hier vorwiegend zu Propylen und Acrylsäure (Propensäure), nicht aber zu Ethylen umgesetzt. Die in der ODH gebildeten Carbonsäuren werden typischerweise mit Wasser aus einem in der ODH gebildeten Prozessgasstrom abgetrennt. Werden Paraffine unterschiedlicher Kettenlängen eingesetzt, erhält man dabei eine wässrige Lösung unterschiedlicher Carbonsäuren. Ist dies, und die gleichzeitige Bildung höherer Olefine, nicht erwünscht, kann ein
Reaktionseinsatzstrom derart gebildet werden, dass er keine höheren Paraffine enthält, beispielsweise durch eine stromauf vorgesehene Abtrennung.
Die vorliegende Erfindung beruht auf der überraschenden Erkenntnis, dass bei einem Wasserpartialdruck am Austritt eines oder mehrerer für die ODH-E verwendeter Reaktoren im Bereich von 0,5 bis 5 bar (abs.), insbesondere von 0,7 bis 3 bar (abs.), das Molenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen im Austrittsstrom (nachfolgend überwiegend als "Prozessgas" bezeichnet) beinahe linear zum Wasserpartialdruck am Austritt verläuft. Dieser Wert lässt sich daher als Prozessleitgröße verwenden, wenn ein bestimmtes Produktverhältnis von Essigsäure zu Ethylen eingestellt werden soll. Der Wasserpartialdruck im Prozessgas ist dabei das Ergebnis sowohl der
Wasserzugabe am Reaktoreintritt bzw. in einem entsprechenden
Reaktionseinsatzstrom als auch der Umsetzung des Ethans im Reaktor und damit ggf. auch der momentanen Katalysatoraktivität. Im Gegensatz zu einer Einstellung lediglich des Wassergehalts im Reaktionseinsatzstrom, der ohne Kenntnis der genannten weiteren Einflussgrößen zu stark schwankenden Wasserpartialdrücken im Prozessgas und damit schwankenden Produktverhältnissen führen kann, kann durch die
Verwendung des Wasserpartialdrucks im Prozessgas als Prozessleitgröße daher eine sehr viel exaktere Einstellung des gewünschten Produktverhältnisses erzielt werden.
Eine Einstellung des Wassergehalts im Reaktionseinsatzstrom, nicht aber im
Prozessgas, ist in der EP 1 201 630 A2 beschrieben. Ferner ist hier auch angegeben, dass Druck, Temperatur und Verweildauer in der Reaktionszone kontrolliert werden können. Wie hoch der Wassergehalt im Prozessgas ist, ist allerdings hier nicht thematisiert. Entsprechendes gilt auch für ein in der US 4.899.003 A beschriebenes Verfahren. Es fehlt damit in beiden Fällen an der erfindungsgemäßen Erkenntnis, dass der Wasserpartialdruck am Reaktoraustritt eine Prozessleitgröße darstellt, über die sich die Produktselektivität eines Verfahrens, in dem eine Koppelproduktion von Ethylen und Essigsäure mittels ODH-E unter Verwendung des erwähnten
Katalysatortyps vorgenommen wird, besonders zuverlässig einstellen lässt.
Die genannten, erfindungsgemäßen Gesetzmäßigkeiten wurden zunächst im Rahmen von Ethanoxidationsversuchsreihen mit konstanter Eintrittstemperatur und
variierendem Wasseranteil im Reaktionseinsatzstrom unter Verwendung eines MoVNbTeOx-Katalysators festgestellt. Dabei konnte eine nahezu konstante
Konversion des Ethans erreicht werden, bei ebenfalls nahezu konstanter Selektivität zu Kohlendioxid und Kohlenmonoxid. Die molaren Mengen an den gewünschten
Produkten Ethylen und Essigsäure entwickelten sich hingegen in genau diesem Bereich konträr gegeneinander. In dem genannten Bereich zeigt sich ein stetiger, beinahe linearer gegensätzlicher Verlauf des Produktmolenstromverhältnisses von Essigsäure zu Ethylen. Zur weiteren Erläuterung wird auf die beigefügten Figuren 2 und 3 und die zugehörigen Erläuterungen verwiesen.
Es wurden zusätzlich analoge Versuchsreihen bei unterschiedlichen Durchströmraten und somit unterschiedlicher Raumgeschwindigkeit (Weight Hourly Space Velocity, WHSV) und Temperatur im Reaktor durchgeführt. Bei höherer Durchströmrate und somit höherer Raumgeschwindigkeit und niedrigerer Temperatur sind
erwartungsgemäß niedrigere Konversionsraten zu beobachten, jedoch ist das
Verhältnis der beiden Produktmolenströme bei gleichen Wasserpartialdrücken am Reaktoraustritt nahezu identisch mit den bei niedrigerer Durchströmrate bestimmten Werten. Dies zeigt, dass die Prozesssteuerung in dem genannten Bereich maßgeblich auf den Wasserpartialdruck am Austritt gestützt werden kann. Der teilweise klar lineare Verlauf des Produktmolenstromverhältnisses wird vor allem für den wirtschaftlich relevanten Betrieb bei höheren Konversionen ersichtlich.
Weitere Versuchsreihen wurden unter Verwendung eines Versuchsreaktors durchgeführt, wobei ebenfalls die oben erwähnten Zusammenhänge belegt werden konnten. Zu Details sei insbesondere auf die beigefügte Figur 6 sowie die zugehörigen Erläuterungen verwiesen.
Die vorliegende Erfindung schlägt daher ein Verfahren zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure vor, bei dem ein Ethan und Sauerstoff enthaltender Reaktionseinsatzstrom gebildet und ein Teil des Ethans und des Sauerstoffs in dem Reaktionseinsatzstrom unter Erhalt eines Prozessgases durch oxidative Dehydrierung zu dem Ethylen und der Essigsäure umgesetzt wird, wobei das Prozessgas den nicht umgesetzten Teil des Ethans und des Sauerstoffs, das Ethylen und die Essigsäure sowie Wasser enthält. Wie erwähnt, enthält ein entsprechendes Prozessgas auch weitere Nebenprodukte wie Kohlenmonoxid und Kohlendioxid. Erfindungsgemäß ist vorgesehen, dass in dem Prozessgas ein Wasserpartialdruck in Abhängigkeit von einem vorgegebenen
Produktverhältnis, insbesondere einem vorgegebenen Produktmolenstromverhältnis, von der Essigsäure zu dem Ethylen auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0.5 bis 5 bar (abs.), insbesondere in einem Bereich zwischen 0.7 und 3 bar (abs.), eingestellt wird. Wie erwähnt, ergibt sich in dem Bereich für unterschiedliche Konversionen und Betriebsbedingungen ein gleichbleibend stetiges, nahezu lineares
Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen, so dass hier eine besonders gut steuerbare Koppelproduktion dieser Verbindungen mit einstellbarem
Produktionsschwerpunkt möglich ist.
Ein "Reaktionseinsatzstrom" ist im hier verwendeten Sprachgebrauch das gesamte, der ODH unterworfene Gasgemisch. Dieses kann insbesondere auch in Form separater Stoff ströme dem oder den verwendeten Reaktoren zugespeist werden. Beispielsweise können ein paraffinhaltiger Stoffstrom und ein sauerstoffhaltiger Stoffstrom zu einem entsprechenden Reaktionseinsatzstrom in dem oder den verwendeten Reaktoren oder stromauf des oder der Reaktoren vereinigt werden.
Ein "Bilden" des Reaktionseinsatzstromes kann jegliche verfahrenstechnische
Behandlung wie Verdichtung, Entspannung, Abkühlung oder Erwärmung oder auch die Abtrennung von Teilströmen, die Zuspeisung weiterer Stoffströme oder eine chemische Umsetzung von Komponenten umfassen. Insbesondere umfasst im Rahmen der vorliegenden Erfindung das Bilden des Reaktionseinsatzstromes beispielsweise, einen in den Reaktionseinsatzstrom überführten Stoffstrom zu erwärmen. Bei dieser
Erwärmung, der sogenannten Feedvorwärmung, kann der Reaktionseinsatzstrom auf eine Temperatur gebracht werden, die die ODH in einer sich anschließenden
Reaktionseinheit mit einem oder mehreren Reaktoren anlaufen lässt.
Insbesondere kann in einem Verfahren gemäß einer Ausführungsform der Erfindung vorgesehen sein, dass das Bilden des Reaktionseinsatzstromes umfasst, einen
Stoffstrom mit einem oder mehreren weiteren Fluiden zu vereinigen. Auf diese Weise können geeignete Medien zugespeist werden, die beispielsweise die
Reaktionsbedingungen bei der ODH günstig beeinflussen. Wie erwähnt, handelt es sich bei der ODH um eine stark exotherme Reaktion, so dass typischerweise sogenannte Verdünnungsmittel wie Inertgase oder Dampf zugegeben werden, um ein thermisches Durchgehen zu verhindern. Entsprechende Verdünnungsmittel können bei der Bildung des Reaktionseinsatzstromes zugegeben werden, wahlweise aber auch erst in einem oder mehreren Reaktoren. Auch kann beispielsweise bereits bei der Bildung des Reaktionseinsatzstromes Sauerstoff oder ein sauerstoffhaltiges
Gasgemisch zugegeben werden, der bei der ODH benötigt wird. Wahlweise erfolgt auch dies erst später.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird vorteilhafterweise der Wasserpartialdruck gemessen und es wird eine Regelung verwendet, mittels derer der Wasserpartialdruck unter Verwendung wenigstens einer Stellgröße eingestellt wird. Wie erwähnt, kann durch eine Regelung auf Grundlage des Wasserpartialdrucks eine sehr viel genauere Einstellung des Produktverhältnisses erzielt werden, als wenn lediglich eine
Wasserzugabe im Reaktionseinsatzstrom gesteuert würde. Wie erwähnt kommt die vorliegende Erfindung insbesondere dann zum Einsatz, wenn in der oxidativen Dehydrierung ein Katalysator, der zumindest die Elemente Molybdän, Vanadium, Niob und optional Tellur enthält, also ein sogenannter MoVTeNbO- Katalysator, verwendet wird, weil sich bei Verwendung eines derartigen Katalysators Ethylen und Essigsäure bilden und die erwähnten Gesetzmäßigkeiten einstellen.
Die oxidative Dehydrierung wird im Rahmen der vorliegenden Erfindung
vorteilhafterweise mit einer Ethankonversion von mindestens 15% durchgeführt. Die Ethankonversion kann dabei insbesondere bei mindestens 20, 25, 30, 35, 40 oder 45% liegen. Die Ethankonversion liegt insbesondere unterhalb von 75%. Das vorgegebene Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen liegt dabei insbesondere in einem Bereich von 0,05 bis 0,5.
Unter der "Konversion" bzw. dem "Umsatz" wird dabei hier der molare Anteil der eingesetzten Edukte, hier des Ethans, verstanden, der insgesamt zu (Haupt- und
Neben-)Produkten reagiert. Der "Produktmolenstrom" einer Komponente beschreibt die Molmenge einer Komponente, die pro Zeiteinheit aus einem oder mehreren Reaktoren austritt. Der Wasserpartialdruck in dem Prozessgas kann im Rahmen der vorliegenden
Erfindung insbesondere durch Zugabe von Wasser zu dem Reaktionseinsatzstrom und/oder durch Einstellen einer Reaktortemperatur, bei der die oxidative Dehydrierung durchgeführt wird, eingestellt werden. Hierbei handelt es sich also um geeignete Stellgrößen der erwähnten Regelung. Es kann beispielsweise auch vorgesehen sein, mittels einer Wasserzugabe zu dem Reaktionseinsatzstrom eine Grob- und mittels der Einstellen einer Reaktortemperatur eine Feineinstellung vorzunehmen. Bei höherer Reaktortemperatur ergibt sich ein höherer Umsatz und damit eine höhere Bildung von Reaktionswasser. Hierbei wird der Wasserpartialdruck in dem Prozessgas also zumindest zum Teil durch Einstellen der Reaktortemperatur eingestellt. Als weitere maßgebliche Einflussgröße ergibt sich die zugegebene Menge an Sauerstoff im
Reaktionseinsatzstrom. Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird dieser Parameter stets so angepasst, dass am Reaktoraustritt ein Sauerstoffgehalt im Prozessgas zwischen 0.01 mol-% und 50 mol-%, bevorzugt zwischen 0,1 und 5 mol-%, besonders bevorzugt zwischen 0.1 und 0.5 mol-% stets eingehalten wird, um einerseits eine Reduktion des Katalysatormaterials durch Sauerstoffmangel zu vermeiden und andererseits sicherheitstechnische Risiken aufgrund hoher Sauerstoffgehalte zu limitieren. Aus diesen Einschränkungen ergibt sich jedoch der Umstand, dass die Regelung der Sauerstoffzudosierung der grundlegenden Festlegung des
Betriebspunktes nachgeschaltet ist und keinen nennenswerten Einfluss auf das Produktmolenstromverhältnis besitzt, solange sichergestellt ist, dass der oben genannte Bereich für den Sauerstoffgehalt am Austritt eingehalten wird.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird als der einzustellende Wasserpartialdruck der Partialdruck an einem Reaktoraustritt eines oder mehrerer für die oxidative Dehydrierung verwendeter Reaktoren verstanden, beispielsweise direkt am Ende eines Katalysatorbetts oder einer mit diesem verbundenen Leitung. Insbesondere ist ein Prozessgas aus der oxidativen Dehydrierung am Reaktoraustritt noch keinen seine Zusammensetzung ändernden Maßnahmen, insbesondere einer Kühlung, einer Wäsche und dergleichen, unterworfen worden.
Besonders vorteilhaft ist es, wenn der Wasserpartialdruck an dem Reaktoraustritt des oder der Reaktoren erfasst wird. Verfahren zur Wasserbestimmung und damit zur Bestimmung des Wasserpartialdrucks sind dem Fachmann grundsätzlich bekannt. Beispielsweise kann es sich hierbei um gängige Absorptionsspektroskopiemethoden, z.B. Fourier-transformierte I nf rarotspektroskopie (FTI R) oder Tunable-Diode-Laser-
Absorptionsspektroskopie (TDLAS), in Kombination mit gängigen Druckmessmethoden handeln.
Mit besonderem Vorteil wird die oxidative Dehydrierung im Rahmen der vorliegenden Erfindung in einem Temperaturbereich von 240 bis 500 C in einem Reaktorbett des oder der verwendeten Reaktoren durchgeführt. Insbesondere kann der
Temperaturbereich bei 260 und 400 C, besonders bev orzugt bei 280 bis 350 C liegen. Der Gesamtdruck am Reaktoreintritt des oder der Reaktoren liegt vorzugsweise zwischen 1 und 10 bar (abs.), insbesondere zwischen 2 und 9 bar (abs.), weiter insbesondere zwischen 3 und 8 bar (abs.). Die Raumgeschwindigkeit im Reaktorbett des oder der Reaktoren (WHSV) liegt im Bereich zwischen 0, 1 und 10 kg Ethan/(h kg Katalysator), bevorzugt zwischen 0.5 und 5 kg Ethan/(h kg Katalysator), besonders bevorzugt zwischen 0,7 und 3 kg Ethan/(h kg Katalysator). Insbesondere in diesem Bereich ist die zuvor erläuterte Einstellbarkeit der Produktmolenströme möglich.
Das erfindungsgemäße Verfahren kann insbesondere unter Verwendung eines oder mehrerer, dem Reaktionseinsatzstrom zugegebener und in das Prozessgas übergehender Verdünnungsmittel durchgeführt werden. Die Verwendung
entsprechender Verdünnungsmittel, die insbesondere sicherstellen, dass bei der stark exothermen ODH ein stabiler und sicherer Reaktorbetrieb gewährleistet wird, ist grundsätzlich bekannt. Wie erwähnt, kann zur Einstellung des gewünschten
Wasserpartialdrucks in dem genannten Bereich insbesondere eine Zugabe von Wasser bzw. Wasserdampf in den Reaktionseinsatzstrom erfolgen. Dieses Wasser bzw. dieser Wasserdampf wirkt zugleich als Verdünnungsmittel. Alternativ oder zusätzlich können aber ein oder mehrere weitere Verdünnungsmittel verwendet werden.
Insbesondere können im Rahmen der vorliegenden Erfindung ein oder mehrere Verdünnungsmittel zum Einsatz kommen, das oder die aus der Gruppe ausgewählt ist oder sind, die aus Wasser, Methan, Stickstoff und wenigstens einem weiteren Inertgas besteht. Auch Kohlendioxid kann als Verdünnungsmittel zum Einsatz kommen.
Entsprechende Verdünnungsmittel nehmen an der Reaktion in dem oder den
Reaktoren nicht oder allenfalls zu einem geringen Anteil teil und gehen daher zumindest zum überwiegenden Teil in das Prozessgas über.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wurde ferner erkannt, dass auch bei
Einbringung von Ethylen als zusätzlichem Feedstrom in den Reaktor, d.h. als Teil des Reaktionseinsatzstromes, ein starker funktionaler Zusammenhang zwischen dem Produktmolenstromverhältnis von Ethylen und Essigsäure und dem Wasserpartiaidruck am Reaktoraustritt besteht. Die beschriebene Anlagenfahrweise kann somit auch bei zusätzlicher Ethyleneinspeisung angewandt werden. Dies ermöglicht es
beispielsweise, die Flexibilität hin zu mehr Essigsäure als Produkt noch zu verstärken, bei allerdings dann zu erwartenden höheren Verlusten zu Kohlenmonoxid und
Kohlendioxid. In bestimmten Fällen kann also eine Verfahrensvariante vorteilhaft sein, bei der dem Reaktionseinsatzstrom ferner Ethylen in einer vorgegebenen Menge, insbesondere von 0 bis 50 Molprozent, zugegeben wird.
Die Einbringung von zusätzlichem Ethylen kann sowohl in Form einer Einspeisung aus einer externen Quelle als auch in Form einer Rückführung einer entsprechenden
Fraktion aus dem Zerlegungsteil der Anlage selbst erfolgen. Bei dem "Zerlegungsteil" handelt es sich um eine Anordnung, in der mittels thermischer Trennung Komponenten oder Komponentengruppen aus dem Prozessgas oder einem aus diesem erhaltenen Gasgemisch abgetrennt werden. Diese Rückführung kann durch zusätzliche Entnahme einer entsprechenden Fraktion im Zerlegungsteil oder durch Änderung der
Sumpfproduktspezifikation in einer Rektifikationskolonne erfolgen, die zur Trennung von Ethan und Ethylen verwendet wird, und die im Zerlegungsteil vorgesehen ist. In diesem Fall wird durch Anpassung der Trennbedingungen wie Kopftemperatur oder Druck, oder aber durch Verwendung einer entsprechend ausgebildeten, "unschärfer" trennenden Rektifikationskolonne gezielt ein Teil des ansonsten über Kopf abgezogenen Produkts Ethylen in den Sumpf der Rektifikationskolonne überführt und dort in einer ansonsten überwiegend Ethan enthaltenden Fraktion abgezogen. Diese kann in den oder die Reaktoren zurückgeführt werden. Die vorliegende Erfindung erstreckt sich ferner auf eine Anlage zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure, die dafür eingerichtet ist, einen Ethan und Sauerstoff enthaltenden Reaktionseinsatzstrom zu bilden und einen Teil des Ethans und des Sauerstoffs in dem Reaktionseinsatzstrom unter Erhalt eines Prozessgases durch oxidative Dehydrierung zu dem Ethylen und der Essigsäure umzusetzen, wobei das Prozessgas den nicht umgesetzten Teil des Ethans und des Sauerstoffs, das Ethylen und die Essigsäure sowie Wasser enthält. Erfindungsgemäß ist vorgesehen, dass die Anlage Mittel aufweist, die dafür eingerichtet sind, in dem Prozessgas einen
Wasserpartialdruck in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis von der Essigsäure zu dem Ethylen auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0.5 und 5 bar (abs.), insbesondere in einem Bereich zwischen 0.7 und 3 bar (abs.) einzustellen.
Zu Merkmalen und Vorteilen einer entsprechenden Anlage sei auf die obigen
Erläuterungen zu den Merkmalen und Vorteilen des Verfahrens verwiesen.
Insbesondere ist eine derartige Anlage zur Durchführung eines Verfahrens gemäß den oben erläuterten spezifischen Ausgestaltungen eingerichtet und weist hierzu geeignete Mittel auf. Auch diesbezüglich sei auf die obigen Ausführungen verwiesen.
Die Erfindung wird nachfolgend unter Bezugnahme auf die beigefügten Zeichnungen näher erläutert, die unter anderem bevorzugte Ausführungsformen der vorliegenden Erfindung veranschaulichen.
Kurze Beschreibung der Zeichnungen
Figur 1 veranschaulicht eine Anlage zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure gemäß einer Ausführungsform der Erfindung.
Figur 2 veranschaulicht in einem Verfahren gemäß einer Ausführungsform der Erfindung erhaltene Selektivitäten zu Ethylen und Essigsäure. Figur 3 veranschaulicht in einem Verfahren gemäß einer Ausführungsform der
Erfindung erhaltene Produktmolenstromverhaltnisse bezüglich Ethylen und Essigsäure.
Figur 4 veranschaulicht in einem Verfahren gemäß einer Ausführungsform der
Erfindung erhaltene Produktmolenstromverhältnisse bezüglich Ethylen und Essigsäure.
Figur 5 veranschaulicht ein Verfahren gemäß einer Ausführungsform der Erfindung.
Figur 6 veranschaulicht Experimentdaten gemäß einer Ausführungsform der Erfindung.
Ausführliche Beschreibung der Zeichnungen
In den nachfolgenden Figuren sind einander funktionell oder baulich entsprechende Elemente mit identischen Bezugszeichen angegeben und werden der Übersichtlichkeit halber nicht wiederholt erläutert. Werden nachfolgend Anlagenteile beschrieben, gelten die Erläuterungen zu diesen sinngemäß auch für die mittels dieser Anlagenteile implementierten Verfahrensschritte und umgekehrt.
In Figur 1 ist eine Anlage zur Herstellung von Olefinen gemäß einer Ausführungsform der Erfindung in Form eines stark vereinfachten Anlagendiagramms veranschaulicht und insgesamt mit 100 bezeichnet. Wenngleich nachfolgend eine Anlage 100 zur ODH von Ethan (ODH-E) beschrieben wird, eignet sich, wie erwähnt, die vorliegende Erfindung auch zum Einsatz bei der ODH höherer Kohlenwasserstoffe. In diesem Fall gelten die nachfolgenden Erläuterungen entsprechend.
In der Anlage 100 wird einer Rektifikationseinheit 101 mit beispielsweise einer oder mehreren Rektifikationskolonnen ein Trenneinsatz in Form eines Stoff Stroms a zugeführt und einer Rektifikation unterworfen. Der Trenneinsatz enthält im
dargestellten Beispiel zumindest Ethan und höhere Kohlenwasserstoffe, insbesondere entsprechende höhere Paraffine. Der Rektifikationseinheit 101 können auch ein oder mehrere weitere Trenneinsätze zugeführt werden, beispielsweise der hier gezeigte und unten näher erläuterte Stoffstrom b.
In der Rektifikationseinheit 101 wird der Trenneinsatz alleine oder zusammen mit dem oder den weiteren Trenneinsätzen unter Erhalt eines Gasgemischs, das Ethan enthält, aber arm an höheren Kohlenwasserstoffen ist, einer Rektifikation unterworfen. Das Gasgemisch wird in Form eines Stoffstroms c abgezogen und einer Vorwärmeinheit 102 zugeführt. In der Vorwärmeinheit 102 wird das Gasgemisch vorgewärmt, wobei der Vorwärmeinheit 102 im dargestellten Beispiel auch ein Wasser- oder Dampfstrom d zugeführt wird. Auch weitere Stoff ströme können zugeführt werden, wie hier in Form eines Stoff Stroms b veranschaulicht. In der Rektifikationseinheit 101 wird ferner ein Komponentengemisch erhalten, das überwiegend oder ausschließlich die höheren Kohlenwasserstoffe enthält. Dieses ist nicht explizit gezeigt. Ein aus der Vorwärmeinheit 102 abströmender Stoffstrom e wird zur Bildung eines Reaktionseinsatzstromes einer Reaktionseinheit 103 zugeführt. Der
Reaktionseinsatzstrom enthält aufgrund seiner Bildung unter Verwendung des
Trennprodukts aus der Rektifikationseinheit 101 Ethan, ist aber arm an höheren Kohlenwasserstoffen. Der Reaktionseinsatzstrom kann ferner ein oder mehrere Verdünnungsmittel wie Wasser oder Inertgase und weitere Komponenten enthalten. Diese können der Reaktionseinheit 103 auch in Form weiterer, nicht dargestellter Stoffströme zugeführt werden.
Der Reaktionseinheit 103 wird im dargestellten Beispiel ein sauerstoffhaltiger
Stoffstrom f zugeführt. Dieser kann unter Verwendung einer Luftzerlegungsanlage 104 bereitgestellt werden. Der Luftzerlegungsanlage 104 wird hierzu ein Luftstrom g zugeführt. Bei dem sauerstoffhaltigen Stoffstrom f kann es sich um im Wesentlichen reinen Sauerstoff handeln, je nach Betrieb der Luftzerlegungsanlage 104 können jedoch auch Anteile an Stickstoff und an Edelgasen enthalten sein. Auf diese Weise ist es ebenfalls möglich, Verdünnungsmittel zuzuführen.
Aus der Reaktionseinheit 103 strömt ein Prozessgas in Form eines Prozessgasstroms h ab, in dem Ethylen enthalten ist, das in der Reaktionseinheit 103 durch ODH eines Teils des Ethans in dem Reaktionseinsatzstrom gebildet wurden. Ferner enthält das Produktgemisch Essigsäure, die ebenfalls bei der ODH in der Reaktionseinheit 103 aus Ethan gebildet wurde, Wasser, Kohlenmonoxid, Kohlendioxid, nicht umgesetzten Sauerstoff, sowie das oder die Verdünnungsmittel und weitere Verbindungen, falls zugegeben oder zuvor in der Reaktionseinheit 103 gebildet. Es versteht sich, dass Reaktionseinheit 103 einen, aber auch mehrere, beispielsweise parallel betriebene, Reaktoren aufweisen kann. In letzterem Fall werden diesen Reaktoren jeweils entsprechende Reaktionseinsätze, die gleich oder unterschiedlich zusammengesetzt sein können, sowie entsprechende sauerstoffhaltige Stoff ströme f zugeführt werden, und es werden jeweils entsprechende Prozessgasströme h gebildet. Letztere können beispielsweise vereinigt und gemeinsam als Prozessgas den nachfolgend erläuterten Einheiten zugeführt werden.
Stromab der Reaktionseinheit 103 kann ein Wasserpartialdruck erfasst werden. Dieser kann beispielsweise durch eine Zugabe von Wasser bzw. Dampf in Form des
Stoff Stroms d in die Vorwärmeinheit 102 eingestellt werden. Eine weitere
Beeinflussung, insbesondere eine Feineinstellung, kann durch Einstellen der
Temperatur in der Reaktionseinheit 103 erfolgen. Das Prozessgas wird in eine Quencheinheit 104 überführt, in der es, beispielsweise in einer Waschsäule, mit Waschwasser oder einer geeigneten wässrigen Lösung in Kontakt gebracht werden kann. In der Quencheinheit 104 wird das Prozessgas insbesondere abgekühlt und die in der Reaktionseinheit 103 gebildete Essigsäure wird aus dem Prozessgas ausgewaschen. Mit Essigsäure beladenes Prozesswasser strömt in Form eines Stoffstroms i aus der Quencheinheit 104 ab, das zumindest weitgehend von Essigsäure befreite Prozessgas in Form eines Stoff Stroms k.
In einer optionalen Essigsäurerückgewinnungseinheit 105 wird aus dem mit Essigsäure beladenen Prozesswasser Essigsäure als Eisessig abgetrennt, welcher als Stoffstrom I aus der Anlage 100 ausgeführt wird. In der Essigsäurerückgewinnungseinheit 105 ebenfalls rückgewonnenes reines Prozesswasser kann in Form des bereits erläuterten Stoff Stroms d der Vorwärmeinheit 102 zugeführt werden. Das dem Reaktor zugeführte Prozesswasser kann auch teilweise oder ganz durch extern zugeführtes Frischwasser bereitgestellt werden. Nicht mehr brauchbares oder benötigtes Wasser kann in Form eines Abwasserstroms m aus der Anlage 100 ausgeführt und einer
Abwasseraufbereitung zugeführt werden.
Das in Form des Stoff Stroms k vorliegende, zumindest weitgehend von Essigsäure befreite Prozessgas wird in einer Verdichtungseinheit 106 auf ein geeignetes
Druckniveau, beispielsweise 15 bis 25 bar, verdichtet und in Form eines verdichteten Stoffstroms n einer Aminwäscheeinheit 107 zugeführt. In dieser werden insbesondere Teile des in dem Prozessgas enthaltenen Kohlendioxids ausgewaschen. Nach Regenerierung des Amins kann das ausgewaschene Kohlendioxid in Form eines Stoff Stroms q aus der Anlage ausgeführt werden. Das derart teilweise von
Kohlendioxid befreite Prozessgas wird in Form eines Stoffstroms o in eine
Laugenwäscheeinheit 108 überführt und dort weiter von Kohlendioxid gereinigt. In der Laugenwäscheeinheit 108 fällt Ablauge an, die in Form eines Stoffstroms p in eine Ablaugebehandlungseinheit 109 überführt und schließlich aus der Anlage 100 ausgeführt werden kann.
Das in der Laugenwäscheeinheit 108 weiter gereinigte Prozessgas wird in Form eines Stoff Stroms r in eine Vorkühl- und Trockeneinheit 1 10 überführt, wo es insbesondere von Restwasser befreit werden kann. Das getrocknete Prozessgas wird in Form eines Stoffstroms s in eine Tieftemperatureinheit 1 1 1 überführt und anschließend in weiter abgekühlter Form in Form eines oder mehrerer Stoffströme t in eine
Demethanisierungseinheit 1 12. In der Tieftemperatureinheit 1 1 1 und der
Demethanisierungseinheit 1 12 werden tiefer als Ethylen siedende Komponenten, darunter insbesondere Kohlenmonoxid und Sauerstoff, aus dem Prozessgas abgetrennt, wobei der Rest in kondensierter Form verbleibt. Sind in dem Prozessgas höhere Kohlenwasserstoffe enthalten, die bei der ODH in der Reaktionseinheit 103 als Nebenprodukt gebildet wurden, gehen diese ebenfalls in das Kondensat über.
Die abgetrennten, tiefer als Ethylen siedenden Komponenten werden in Form eines oder mehrerer Stoff ströme u durch die Tieftemperatureinheit 1 1 1 und die Vorkühl- und Trockeneinheit 1 10 zurückgeführt, dort ggf. mit weiteren entsprechender Stoff ströme vereinigt, zu Kühlzwecken genutzt, und aus der Anlage 100 ausgeführt. Die
Kohlenwasserstoffe mit zwei und ggf. mehr Kohlenstoffatomen werden bei Bedarf in Form eines Stoff Stroms v einer Hydriereinheit 1 13 zugeführt, in der insbesondere Acetylen, das ebenfalls bei der ODH in der in der Reaktionseinheit 103 als
Nebenprodukt gebildet wurde, hydriert werden kann. Nach der Hydrierung wird der nun mit w bezeichnete Stoffstrom in eine Ethylenabtrenneinheit 1 14 überführt.
In der Ethylenabtrenneinheit 1 14 wird Ethylen zumindest weitgehend von anderen Komponenten abgetrennt und kann in Form eines Stoffstroms x nach Nutzung in einer Ethylenkälteeinheit 1 15 gasförmig aus der Anlage 100 ausgeführt werden. Die übrigen Komponenten, überwiegend Ethan und ggf. höhere Kohlenwasserstoffe, werden in Form eines Stoff Stroms y abgezogen. Sind in diesem höhere Kohlenwasserstoffe enthalten, werden diese vorteilhafterweise in Form des bereits erwähnten Stoffstroms b in die Reaktionseinheit zurückgeführt. Es kann eine optionale Aufbereitung dieses Stoffstroms b erfolgen.
Durch einen angepassten Betrieb der Ethylenabtrenneinheit 1 14 bzw. eine
entsprechende Auslegung kann ein Teil des Ethylens auch in den Stoffstrom y bzw. b überführt und in diesem in das Verfahren zurückgeführt werden. Es ist auch möglich, den Stoffstrom x oder einen Teil hiervon zurückzuführen. Auf diese Weise lässt sich, wie erwähnt, die Ausbeute an Essigsäure bei Bedarf erhöhen. Es sei ausdrücklich betont, dass im Rahmen der vorliegenden Erfindung auf bestimmte Anlagenteile, insbesondere beispielsweise die Rektifikationseinheit 101 , verzichtet werden kann. In diesem Fall kann der Stoffstrom y beispielsweise auch direkt in die Vorwärmeinheit 102 oder in die Reaktionseinheit 103 eingespeist werden. Weitere Varianten sind möglich und von der vorliegenden Erfindung umfasst.
Figur 2 veranschaulicht in einem Verfahren gemäß einer Ausführungsform der Erfindung erhaltene Selektivitäten zu Ethylen und Essigsäure in einem Diagramm, in dem Wasserpartialdrücke in bar (abs.) auf der Abszisse gegen Selektivitätswerte in Prozent auf der Ordinate aufgetragen sind. Die gezeigten Selektivitätswerte zu den einzelnen Produkten errechnen sich aus dem Verhältnis des jeweiligen
Produktmolenstroms bezogen auf die molare Menge an Ethan, die pro Zeiteinheit im Reaktor umgesetzt wird.
Die gezeigten Daten beziehen sich auf zwei Versuchsreihen mit unterschiedlichen Durchströmraten, somit unterschiedlichen Raumgeschwindigkeiten und
unterschiedlichen Temperaturen. Bei beiden Versuchsreihen wurde kein Ethylen am Reaktoreintritt hinzugegeben. Bei höheren Durchströmraten zeigen sich
erwartungsgemäß niedrigere Umsätze (ca. 19% gegenüber ca. 40%), jedoch sind die Produktselektivitäten und somit das Produktmolenstromverhältnis (entspricht hier dem Verhältnis der beiden Selektivitäten) bei gleichen Wasserpartialdrücken am
Reaktoraustritt nahezu identisch. Dies zeigt, dass die Prozesssteuerung in dem genannten Bereich maßgeblich auf den Wasserpartialdruck am Austritt gestützt werden kann. Die bei den höheren Durchström- und geringeren Konversionsraten erhaltenen Werte sind für Ethylen mit ausgefüllten (schwarzen) Quadraten und für Essigsäure mit ausgefüllten (schwarzen) Dreiecken veranschaulicht, die bei den geringeren
Durchström- und höheren Konversionsraten erhaltenen Werte entsprechend für Ethylen mit nicht ausgefüllten (weißen) Quadraten und für Essigsäure mit nicht ausgefüllten (weißen) Dreiecken.
Das Verhältnis der Produktmengen als Funktion des Wasserpartialdrucks am
Reaktoraustritt ist nochmals in Figur 3 veranschaulicht. Hier sind die
Wasserpartialdrücke in bar (abs.) auf der Abszisse gegen das
Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen (entspricht hier dem
Verhältnis der in Figur 2 gezeigten Werte zueinander) aufgetragen. Hier sind die Produktmolenstromverhältnisse für die höheren Durchström- und geringeren
Konversionsraten mit ausgefüllten (schwarzen) Quadraten und für die geringeren
Durchström- und höheren Konversionsraten mit nicht ausgefüllten (weißen) Quadraten veranschaulicht. Der teilweise klar lineare Verlauf des Produktmix wird vor allem für den wirtschaftlich relevanten Betrieb bei höheren Konversionen ersichtlich. Dieses vereinfachte Verhalten des Reaktionssystems kann durch zwei Effekte erklärt werden, die experimentell nachgewiesen werden konnten, aber hier explizit als unverbindlich angegeben werden: Zum einen wird bei erhöhten Wasserpartialdrücken die Oxidation von gebildetem Ethylen begünstigt, wobei die Selektivität zur Bildung von Essigsäure zunimmt. Gleichzeitig wird die Desorption der gebildeten Essigsäure von der Katalysatoroberfläche durch erhöhte Wasserpartialdrücke begünstigt, wodurch weniger Essigsäure der ebenfalls am Katalysator stattfindenden nachfolgenden Oxidation von Essigsäure zu Kohlenmonoxid und Kohlendioxid zur Verfügung steht. Daher ergibt sich die Verschiebung der Gesamtselektivität hin zur Essigsäure, bei nahezu gleichbleibender Selektivität zu Kohlenmonoxid und Kohlendioxid.
Der bestimmende Einfluss des Wasserpartialdrucks am Austritt auf das
Produktverhältnis zwischen Essigsäure und Ethylen kann durch weitere Messungen belegt werden, zum Teil unter Verwendung unterschiedlicher Verdünnungsmedien und stark variierender Versuchsbedingungen. Hierzu wird auf Figur 4 verwiesen, die entsprechende Produktmolenstromverhältnisse von Essigsäure zu Ethylen zeigt. Die Darstellung entspricht jener der Figur 3.
Figur 5 veranschaulicht ein Verfahren gemäß einer Ausführungsform der Erfindung in Form eines schematischen Ablaufplans, der insgesamt mit 200 bezeichnet ist. Mit 21 1 bis 214 sind jeweils zu erreichende Teilziele, mit 221 bis 224 die hierzu konkret vorzunehmenden Einstellungen bzw. Vorgaben bezeichnet.
Die gewünschte Produktverteilung von Essigsäure zu Ethylen wird in Schritt 21 1 vorgegeben. Auf dieser Grundlage wird in Schritt 221 ein Zielwert für den
Wasserpartialdruck am Reaktoraustritt festgelegt. Auf Grundlage einer in Schritt 212 vorgegebenen Gesamtproduktmenge und zugehöriger Recyclemengen wird in Schritt 222 eine Durchflussmenge und damit die Konversion im Reaktor (siehe hierzu insbesondere Figuren 2 und 3) festgelegt.
In Schritt 213 wird ein entsprechend definierter Betriebspunkt angefahren, wozu in Schritt 223 ein Wasseranteil im Reaktionseinsatzstrom eingestellt wird. Die
Feinabstimmung des Betriebspunkts, Schritt 214, erfolgt durch eine Anpassung der Reaktortemperatur in Schritt 224. Es wird jeweils der Wasserpartialdruck am
Reaktoraustritt beobachtet.
In Figur 6 sind die Ergebnisse dreier ausgewählter Experimente 52, 56 und 71 veranschaulicht, die im Rahmen einer umfangreichen Versuchsreihe unter
Verwendung eines Pilotreaktors durchgeführt wurden. Wiederum wurde im Rahmen der gesamten Versuchsreihe eine starke Korrelation des Produktverhältnisses von Ethylen zu Essigsäure zum Wasserpartialdruck am Austritt des Reaktors beobachtet. Dies gilt für unterschiedliche Konversionen und unterschiedliche Prozessbedingungen, d.h. veränderte Zusammensetzungen, Strommengen, Drücke und Temperaturen. Die Experimente 52 und 71 wurden dabei bei gleichen Raumgeschwindigkeiten von 0,9 kg Ethan/(kg Katalysator h) durchgeführt; im Experiment 56 betrug diese hingegen 1 ,4 kg Ethan/(kg Katalysator * h). Die Wasserpartialdrücke am Reaktoreintritt lagen für Experiment 52 bei 0,56 bar, für Experiment 56 bei 0,58 bar und für
Experiment 71 bei 0,46 bar. Mit anderen Worten wurden in den Experimenten 52 und 56 nahezu identische Wasserpartialdrücke am Reaktoreintritt verwendet und bei Experiment 71 wich der Wasserpartialdruck am Reaktoreintritt deutlich ab. Die Wasserpartialdrücke am Reaktoraustritt lagen für Experiment 52 bei 1 ,28 bar, für Experiment 56 bei 0,99 bar und für Experiment 71 bei 1 ,00 bar. Mit anderen Worten wurden also in den Experimenten 56 und 71 nahezu identische Wasserpartialdrücke am Reaktoraustritt beobachtet und bei Experiment 52 wich der Wasserpartialdruck am Reaktoraustritt deutlich ab. Die unterschiedlichen Wasserpartialdrücke am
Reaktoraustritt zwischen den Experimenten 52 und 56 ergaben sich aus den unterschiedlichen Raumgeschwindigkeiten bei im Wesentlichen gleichen
Wasserpartialdrücken am Reaktoreintritt.
Die Versuchsbedingungen für die Experimente 52, 56 und 71 sind in der
nachfolgenden Tabelle nochmals zusammengefasst. Die Salztemperatur stellt dabei die Temperatur einer Salzschmelze dar, die zur Kühlung des Reaktors verwendet wurde und bildet daher ein Maß für die Reaktortemperatur:
Figure imgf000021_0001
In Experiment 52 wurde ein Einsatz mit 56,7 Molprozent Ethan, 19,6 Molprozent Sauerstoff, 14.8 Molprozent Wasser und 8,9 Molprozent Stickstoff, in Experiment 56 ein Einsatz mit 60.2 Molprozent Ethan, 18,4 Molprozent Sauerstoff, 15.8 Molprozent Wasser und 5.7 Molprozent Stickstoff und in Experiment 71 wurde ein Einsatz mit 57.3 Molprozent Ethan, 18,8 Molprozent Sauerstoff, 14,9 Molprozent Wasser und 9,0 Molprozent Stickstoff verwendet.
In Figur 6 sind Werte zur Selektivität (S) für Ethylen (C2H4), Essigsäure (AcOH), Kohlenmonoxid (CO), Kohlendioxid (C02) und restliche Verbindungen (Rest, aufgrund geringer Werte nicht sichtbar) für die drei Experimente 52, 56 und 71 veranschaulicht. Die Ordinate zeigt dabei die Werte bezüglich der Selektivitäten. Der Ethanumsatz variierte in den drei Experimenten 52, 56 und 71 um nicht mehr als 5%
Es zeigt sich deutlich, dass bei den Experimenten 56 und 71 ähnliche
Produktverhältnisse bei ähnlichen Wasserpartialdrücken am Austritt bei
unterschiedlichen Wasserpartialdrücken am Eintritt zu beobachten sind. Das
Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen (entspricht hier dem
Verhältnis der entsprechenden Selektivitäten) beträgt bei den Experimenten 56 und 71 jeweils rund 0.14. In den Experimenten 52 und 56 liegen hingegen ähnliche
Wasserpartialdrücke am Eintritt, jedoch aufgrund der veränderten
Raumgeschwindigkeiten deutlich unterschiedliche Wasserpartialdrücke am Austritt vor. Trotz ähnlicher Wasserpartialdrücke am Eintritt ergeben sich für die Versuchspunkte 52 und 56 auch deutlich unterschiedliche Produktverhältnisse. Das
Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen beträgt rund 0.17 für
Experiment 52 und liegt somit deutlich oberhalb des oben genannten Wertes für Experiment 56.

Claims

Patentansprüche
Verfahren zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure, bei dem ein Ethan und Sauerstoff enthaltender Reaktionseinsatzstrom gebildet und ein Teil des Ethans und des Sauerstoffs in dem Reaktionseinsatzstrom unter Erhalt eines
Prozessgases durch oxidative Dehydrierung zu dem Ethylen und der Essigsäure umgesetzt wird, wobei das Prozessgas den nicht umgesetzten Teil des Ethans und des Sauerstoffs, das Ethylen und die Essigsäure sowie Wasser enthält, dadurch gekennzeichnet, dass das Verfahren umfasst, in dem Prozessgas einen Wasserpartialdruck in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis von der Essigsäure zu dem Ethylen auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0.5 und 5 bar (abs.), insbesondere zwischen 0.7 und 3 bar (abs.), einzustellen.
Verfahren nach Anspruch 1 , bei dem der Wasserpartialdruck gemessen wird und bei dem eine Regelung verwendet wird, mittels derer der Wasserpartialdruck unter Verwendung wenigstens einer Stellgröße eingestellt wird.
Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, bei dem der Wasserpartialdruck in dem Prozessgas durch Zugabe von Wasser zu dem Reaktionseinsatzstrom und/oder durch Einstellen einer Reaktortemperatur eingestellt wird.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem in der oxidativen Dehydrierung ein Katalysator verwendet wird, der zumindest die Elemente
Molybdän, Vanadium, Niob und optional Tellur enthält.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem der Ethanumsatz bei der oxidativen Dehydrierung bei über 15% liegt.
Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem für die oxidative Dehydrierung ein oder mehrere Reaktoren verwendet werden und der
Wasserpartialdruck an einem Reaktoraustritt des oder der Reaktoren in dem Bereich eingestellt wird.
7. Verfahren nach Anspruch 6, bei dem der Wasserpartialdruck an dem
Reaktoraustritt des oder der Reaktoren erfasst wird.
8. Verfahren nach Anspruch 6 oder 7, bei dem die oxidative Dehydrierung in einem Temperaturbereich von 240 bis 500C in einem Reakto rbett des oder der
Reaktoren durchgeführt wird.
9. Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 8, bei dem eine Raumgeschwindigkeit in dem Reaktorbett des oder der Reaktoren in einem Bereich zwischen 0,1 und 10 kg Ethan/(h kg Katalysator) liegt. 10. Verfahren nach einem der Ansprüche 6 bis 9, bei dem ein Gesamtdruck an einem Reaktoreintritt des oder der Reaktoren zwischen 1 und 10 bar (abs.) liegt.
1 1. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem dem
Reaktionseinsatzstrom ferner ein oder mehrere, in das Prozessgas übergehende Verdünnungsmittel zugegeben werden.
12. Verfahren nach Anspruch 1 1 , bei dem das oder die Verdünnungsmittel aus der Gruppe ausgewählt ist oder sind, die aus Wasser, Methan, Stickstoff, Kohlendioxid und wenigstens einem weiteren Inertgas besteht.
13. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem dem
Reaktionseinsatzstrom ferner Ethylen zugegeben wird.
14. Verfahren nach Anspruch 8, bei dem dem Reaktionseinsatzstrom ein zumindest einen Teil des Ethylens sowie zumindest einen Teil des Ethans enthaltendes
Einsatzgemisch zugegeben wird.
15. Anlage (100) zur Herstellung von Ethylen und Essigsäure, die dafür eingerichtet ist, einen Ethan und Sauerstoff enthaltenden Reaktionseinsatzstrom zu bilden und einen Teil des Ethans und des Sauerstoffs in dem Reaktionseinsatzstrom unter
Erhalt eines Prozessgases durch oxidative Dehydrierung zu dem Ethylen und der Essigsäure umzusetzen, wobei das Prozessgas den nicht umgesetzten Teil des Ethans und des Sauerstoffs, das Ethylen und die Essigsäure sowie Wasser enthält, dadurch gekennzeichnet, dass die Anlage (100) Mittel aufweist, die dafür eingerichtet sind, in dem Prozessgas einen Wasserpartialdruck in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis von der Essigsäure zu dem Ethylen auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0,5 und 5 bar (abs.), insbesondere zwischen 0,7 und 3 bar (abs.), einzustellen.
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