WO2019243480A1 - Verfahren und anlage zur herstellung eines oder mehrerer olefine und einer oder mehrerer carbonsäuren - Google Patents

Verfahren und anlage zur herstellung eines oder mehrerer olefine und einer oder mehrerer carbonsäuren Download PDF

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WO2019243480A1
WO2019243480A1 PCT/EP2019/066308 EP2019066308W WO2019243480A1 WO 2019243480 A1 WO2019243480 A1 WO 2019243480A1 EP 2019066308 W EP2019066308 W EP 2019066308W WO 2019243480 A1 WO2019243480 A1 WO 2019243480A1
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reaction
reactor
catalyst
temperature
reaction zones
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PCT/EP2019/066308
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Mathieu Zellhuber
Martin Schubert
Andreas Meiswinkel
Florian Winkler
Desislava TOTA
Hans-Jörg ZANDER
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Linde Aktiengesellschaft
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    • B01J2208/00035—Controlling or regulating the heat exchange system involving measured parameters
    • B01J2208/00044—Temperature measurement

Definitions

  • the invention relates to a process for the production of one or more olefins and one or more carboxylic acids and a corresponding plant according to the preambles of the independent claims.
  • the oxidative dehydrogenation (English Oxidative Dehydrogenation, ODH) of paraffins with two to four carbon atoms is known in principle.
  • ODH oxidative dehydrogenation
  • the paraffins mentioned are reacted with oxygen to form the respective olefins and water, among other things.
  • the ODH can be advantageous over more established processes for the production of olefins such as steam cracking or catalytic dehydrogenation. Due to the exothermic nature of the reactions involved and the practically irreversible water formation, there is no thermodynamic equilibrium limitation.
  • the ODH can be carried out at comparatively low reaction temperatures. Basically, no regeneration of the catalysts used is necessary because the
  • WO 2017/144584 A1 discloses a reactor for the ODH in which two reaction zones are present. Two separate coolant circuits are used and different catalysts are available in the reaction zones.
  • the present invention proposes a method for
  • Material flows, gas mixtures, etc. can be rich or poor in one or more components in the parlance used here, the indication "rich” for a content of at least 95%, 96%, 97%, 98%, 99%, 99.5% , 99.9% or 99.99% and the indication “poor” for a content of at most 5%, 4%, 3%, 2%, 1%, 0.5%, 0.1% or 0.01% can be on a molar, weight or volume basis. If several components are specified, the information “rich” or “poor” refers to the sum of all components. If, for example, “oxygen” or “ethane” is mentioned here, it can be a clean gas, but also a mixture rich in the respective component.
  • pressure level and "temperature level” are used below to characterize pressures and temperatures, which is intended to express that pressures and temperatures do not have to be used in the form of exact pressure or temperature values.
  • a pressure level or temperature level are used below to characterize pressures and temperatures, which is intended to express that pressures and temperatures do not have to be used in the form of exact pressure or temperature values.
  • Temperature level can be, for example, ⁇ 1%, 5%, 10%, 20% or 50% around an average. Multiple pressure and temperature levels can represent disjoint or overlapping areas. The same pressure or temperature level can still exist, for example, if pressures and temperatures have reduced due to line losses or cooling.
  • specified pressure levels are absolute pressures.
  • Paraffins lighter olefins can be formed, for example from propane ethylene, this is not necessarily the case with the ODH, in particular the ODH-E.
  • propane is mainly converted to propylene and acrylic acid (propenoic acid), but not to ethylene.
  • propane is mainly converted to propylene and acrylic acid (propenoic acid), but not to ethylene.
  • it can also be a
  • reaction to lighter products take place, for example by converting acrylic acid to ethylene by elimination of carbon dioxide, which then reacts further to acetic acid.
  • a corresponding reaction is, for example, at Naumann d’Alnoncourt, L.-l. et al., Journal of Catalysis, volume 31 1, pages 369 to 385.
  • the olefin and the carboxylic acid can have the same or a different number of carbon atoms, although they are formed from only one starting material.
  • the present invention also does not explicitly exclude that several different olefins and / or carboxylic acids consist of one or more
  • 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, is not desired, a reaction insert can also be formed in such a way that it does not contain any higher paraffins, for example by an upstream one
  • the present invention is particularly suitable for use in connection with the ODH-E, but also for the production of higher olefins and carboxylic acids by the ODH of corresponding longer-chain (heavier, higher), in particular linear, paraffins.
  • a practical limitation of the ethane conversion for example 40 to 45%, can be found in the ODH-E.
  • the temperature is influenced to a varying extent in the several reaction zones, specifically in such a way that a minimum reaction temperature is maintained or ensured in the reactor overall that the
  • Reaction temperature in the direction of the reactor outlet does not drop below a predetermined value. This is achieved through selective temperature control, i.e. a temperature influence to different degrees, in the individual
  • reaction zones reached In the context of the present invention, “temperature influencing to different degrees” in the plurality of reaction zones is understood to mean that in at least one of the reaction zones
  • Temperature control is carried out, which differs from a temperature control in at least one other of the reaction zones.
  • a "temperature influence” can be within the scope of the
  • present invention comprise heating or cooling a corresponding reaction zone.
  • a range of heating can be achieved in particular by the catalyst loading and / or catalyst activity per unit space corresponding reaction zone can be set. Because at a higher
  • Catalyst loading and / or catalyst activity per room unit increases the heat released accordingly (that is, temperature is influenced to a greater extent), the reaction temperature can be increased accordingly by a higher catalyst loading and / or catalyst activity per room unit. However, the reaction temperature can also be increased by carrying out less cooling or stronger heating in a reaction zone in which a higher reaction temperature is to be obtained by means of an appropriate temperature control agent.
  • the present invention can encompass both alternatives individually or in a meaningful combination with one another.
  • the present invention can be used with multilayer catalyst beds, which are each provided in one or more reaction tubes of a corresponding reactor.
  • multilayer catalyst beds which are each provided in one or more reaction tubes of a corresponding reactor.
  • the present invention opens up further scope for the economic optimization of corresponding processes.
  • the simple use of a multilayer catalyst bed or a reactor with corresponding reaction zones is not necessarily sufficient, since without the use of further measures, the product distribution could shift towards acetic acid due to the higher water partial pressure.
  • a reactor used in the context of the present invention can in particular be designed as a tubular reactor, ie as a reactor which has a plurality of at least partially parallel reaction tubes. Each of the reaction tubes passes through the corresponding reaction zones or is designed with corresponding reaction zones.
  • a multi-layer catalyst bed can be formed in each of the reaction tubes and / or each of the several reaction tubes can be subjected to varying degrees of temperature control in sections along its length by means of a temperature control device, so that reaction zones affected by temperature are formed to varying degrees along the reaction tubes.
  • tube reactor is used below, this can in particular be a known tube bundle reactor. In this case, the terms mentioned are used synonymously.
  • reaction temperature can be raised above a value which is above the value which is continuous or constant
  • reaction temperature must conventionally be limited at the reactor inlet so that a maximum reaction temperature is not exceeded.
  • a corresponding restriction has not proven to be advantageous in the subsequent reaction zones, since it leads to the minimum advantageous at the reactor outlet
  • Reaction temperature is below.
  • a different temperature control proposed according to the invention ensures that this is minimal
  • a particular advantage of the present invention is that when providing catalyst beds or corresponding reaction zones which have different catalyst loading and / or catalyst activities per unit space, only layers with variable catalyst activity need be used, i.e. only the proportion of inert material in the catalyst particles can be changed, but the recipe of the active catalyst material itself can be kept the same for all catalyst beds or reaction zones. In this way, it is possible within the scope of the present invention to produce large quantities of catalyst which is "diluted" with inert material only to a varying extent in corresponding catalyst beds or reaction zones. Appropriate measures can be particularly simple in the respective reaction zones
  • the present invention proposes a process for the production of one or more olefins and one or more carboxylic acids.
  • the present invention relates in particular to ODH-E, that is to say the case where a corresponding olefin is ethylene and a corresponding carboxylic acid is acetic acid.
  • the number of carbon atoms is two each, and an olefin and a carboxylic acid are formed.
  • the process can also be used for the production of higher olefins, for example for
  • Carbon atoms is three. In the context of the present invention, however, the number of carbon atoms can also be four or possibly five. However, the focus of the present invention is on the ODH-E and the invention is also described below in particular with reference to the ODH-E.
  • one or more paraffins are or are subjected to oxidative dehydrogenation.
  • Basics of oxidative dehydrogenation have already been explained at the beginning.
  • the oxidative dehydrogenation is carried out in the context of the present invention, in particular in a tubular reactor which in particular has a number of reaction tubes which do
  • reaction tubes are in particular guided through a jacket space through which a temperature control medium flows.
  • the jacket space can also be subdivided, so that the reaction tubes are in sections
  • reaction tubes can be tempered at different temperatures. Sections of the reaction tubes each form a reaction zone. There is one in each of the reaction tubes
  • Support structure for receiving a catalyst material ie the active catalyst and inert diluent components, also referred to as "catalyst bed”).
  • a “catalyst bed” is used here to denote in particular a bed which is introduced into a corresponding reactor or a reaction tube of a corresponding reactor and which comprises inert material and active catalyst. Corresponding areas of different
  • Reaction tubes can in particular be equipped in sections with catalyst beds with identical properties. This can also be understood in such a way that a catalyst bed is in this case distributed over different reaction tubes.
  • the active catalyst material is preferably diluted with inert material during the production of corresponding bulk materials
  • Form catalyst bed and can be carried out in such a way that different bulk materials with different proportions of active catalyst material
  • a catalyst bed with a given activity level in this case consists entirely of the same bulk bodies with the corresponding proportion of active catalyst material. In another version you can
  • reaction zones with reduced catalytic activity can also be provided by physical mixing of inert bulk solids and bulk solids with a higher proportion of active catalyst material.
  • a reactor with a plurality of reaction zones is used for the oxidative dehydrogenation, a gas mixture with the one or more paraffins being passed through the reaction zones in succession, and at least two of the more reaction zones having a catalyst of the same catalyst type and / or a temperature influence in
  • the corresponding zones each have one or two identical MoVNbTeOx catalysts which catalyze the ODH.
  • a reactor can be used for the oxidative dehydrogenation in which the several reaction zones as a layered structure of several
  • Catalyst beds or as separate reaction zones, each with a catalyst bed are also possible. Also an appropriate training
  • reaction zones in the form of multilayer catalyst beds which in this case form several catalyst beds, are possible within the scope of the present invention.
  • the paraffin mentioned contains
  • the solution proposed according to the invention has the particular advantage that, through several reaction zones, both the conversion of the paraffin used and the selectivity to the corresponding olefin with respect to only one
  • the solution according to the invention comprises that different (reaction) temperatures are effectively present in the different zones, the different reaction temperatures being increased, for example, by an increase in the catalyst activity in the direction of flow and / or a different zone
  • Cooling / temperature control of the reactor can be achieved.
  • the present invention provides, in other words, to increase a catalyst loading and / or catalyst activity in the direction of the reactor outlet and to decrease it in the direction of the reactor inlet.
  • the catalyst loading and / or catalyst activity can be adjusted in particular by means of different degrees of dilution using inert material, the active catalyst material in particular being identical in the different reaction zones.
  • the catalyst loading and / or catalyst activity is increased step by step, in particular from zone to zone, which, in contrast to a gradual increase, enables the particular catalyst bed to be made particularly simple by admixing a respectively fixed amount of inert material or using the same bulk material. Appropriate measures can be combined with a further graduated temperature control of the reaction zones.
  • Carboxylic acids especially ethylene and acetic acid
  • a maximum temperature is maintained or the choice of catalyst activity or catalyst loading ensures that a corresponding maximum temperature is not exceeded.
  • Corresponding advantages can also be achieved by means of different temperature control using suitable temperature control units or with a combination of appropriate measures.
  • Catalyst activity per room unit or a graduated temperature control can be achieved within the scope of a corresponding embodiment of the present invention, as explained below, that in such areas by
  • a fundamental feature of the present invention is that the determination of the individual catalyst loads or catalyst activities and the
  • a minimum and a maximum reaction temperature are therefore specified and the temperature influence, that is to say the catalyst loading and / or the
  • Catalyst activity per unit space and / or a corresponding temperature control in the catalyst beds is formed in this way or a corresponding graded one Temperature control is carried out in such a way that the maximum reaction temperature is not exceeded and the minimum reaction temperature is not exceeded at any given position in any of the reaction zones.
  • Reaction zones also include appropriate dimensioning of the
  • Partial pressures of the olefin (s) and the lowest partial pressures of the paraffin (s) are achieved, a correspondingly increased catalyst loading and / or catalyst activity is carried out or made available, as a result of which it can be ensured that the minimum predetermined reaction temperature is not undercut here. Since the partial pressures of the paraffin (s) in the direction of the reactor outlet are significantly lower than at the beginning, a higher catalyst activity is therefore advantageously provided so that the "remaining" paraffins are still converted in sufficient quantity (and thus also generate the heat required for the minimum temperature) can be.
  • a reactor which uses a number of at least partially parallel reaction tubes. It is therefore a tube reactor of basically known type or a tube bundle reactor.
  • the predetermined position, at which the maximum reaction temperature should not be exceeded and the minimum reaction temperature should not be fallen below, lies on a central axis of at least one of the several reaction tubes.
  • Allow temperature limits For example, it can be provided that the process is carried out in such a way that in at least 30%, 60%, 80%, 90%, 95% or 99% of each of the reaction zones the maximum reaction temperature is not exceeded and the minimum reaction temperature is not undershot.
  • Reactor outlet can be defined.
  • a corresponding process can be carried out in such a way that in one in the second reaction zone higher percentage of the catalyst bed does not fall below the minimum reaction temperature than in the catalyst bed of the first reaction zone.
  • Acetic acid are disproportionately favored. Basically they take
  • Activation energies in particular the significantly lower activation energy of the subsequent reaction ethylene to acetic acid (and thus the significantly lower
  • the present invention uses the greatly different temperature dependencies of the individual reactions in the ODH in order to not only increase the conversion and the overall selectivity by deliberately influencing the temperature conditions
  • Targeted value products to control but also the selectivity distribution between these value products.
  • a tubular reactor which is designed such that it has an inlet opening and an outlet opening, at least two of the reaction zones mentioned being provided and being arranged between the inlet opening and the outlet opening of the reactor.
  • one of the reaction zones which is arranged closer to the outlet opening than another of the reaction zones, is equipped with an increased catalyst loading and / or catalyst activity per unit space or is cooled to a lesser extent than the other of the reaction zones.
  • Catalyst loading and / or catalyst activity selected per unit of space or less cooling is carried out.
  • the increased catalyst activity or less cooling can in particular only be carried out in the "last" Reaction zone or a corresponding catalyst bed are carried out and the previously arranged catalyst beds or corresponding reaction zones can have lower, in particular gradually lower, catalyst activities and / or catalyst loads per unit space or can be cooled correspondingly more strongly.
  • the catalyst activities can gradually increase from zone to zone in the direction of the reactor outlet. The same applies in the case of a temperature control carried out within the scope of the invention.
  • the reactor has at least one further reaction zone through which the gas mixture is passed before it is passed through the first reaction zone and the second reaction zone.
  • the further reaction zone can also have a lower catalyst loading and / or catalyst activity per unit space than the first reaction zone or its catalyst bed.
  • the catalysts which can be used in the context of the present invention have already been mentioned above.
  • the same catalysts or catalysts with the same basic recipe can be used in all catalyst beds or reaction zones in the context of the present invention. These can be provided in different concentrations or contents per room unit, and dilution, as mentioned above, can be carried out.
  • all reaction zones or their catalyst beds can each have a proportion of the active catalyst of at least 0.1 percent by weight.
  • the active catalyst content can also be, for example, more than 1, more than 5 or more than 10 percent by weight of active catalyst content. The respective content depends on the activity of the catalyst. Will one
  • the catalyst can optionally be kept completely the same over the entire length of the reaction tubes. Any combination is possible.
  • reaction zones by means of a temperature control system using one or more Tempering agent flows are tempered.
  • a temperature control system using one or more Tempering agent flows are tempered.
  • Temperature control system with different tempering agent flows, which selectively temper certain reaction zones or catalyst beds, are used. In this way, a particularly targeted adaptation to the respectively required maximum and minimum temperatures can be achieved.
  • at least one of the tempering agent streams can therefore be used to temper only one or only a part of the reaction zones.
  • “Temperature control” takes place in particular in the form of cooling. This can be done in particular using liquid salt. In this case, increasingly less cooling can be carried out, in particular in the direction of the reactor outlet.
  • the present invention is also based on the surprising finding that with a water partial pressure at the outlet of one or more reactors used for the ODH-E in the range from 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 outlet stream (hereinafter mainly referred to as "process gas”) is almost linear to the water partial pressure at the outlet. This value can therefore be used as a process control variable if a specific product ratio of acetic acid to ethylene is to be set.
  • the water partial pressure in the process gas is the result of both
  • Minimum amount of water in the reaction can maintain a constant catalyst activity, which would otherwise decrease over time.
  • the ratio of the two product mole flows at the same water partial pressures at the reactor outlet is almost identical to the values determined at a lower flow rate. This shows that the process control in the area mentioned can be largely based on the water partial pressure at the outlet. The partly clearly linear course of the product molar flow ratio is particularly evident for the economically relevant operation with higher conversions.
  • the present invention therefore proposes in a particularly advantageous embodiment that a water-containing process gas is removed from the reactor and that a water partial pressure in the process gas, in particular as a function of a predetermined product ratio, in particular a predetermined one
  • Product molar flow ratio from the acetic acid to the ethylene or another carboxylic acid to the corresponding olefin, 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.
  • a particularly well controllable coupling production of these compounds with an adjustable production focus is possible here.
  • the characteristic selectivity curves can thus be shifted in parallel to more ethylene when using an adequately designed, multilayer catalyst bed or a reactor with several corresponding reaction zones.
  • the adjustment options in operation based on the control of the
  • the oxidative dehydrogenation is one
  • gas mixture which, in addition to the paraffin (s), also comprises oxygen and in particular diluent.
  • This gas mixture can in particular also be fed in the form of separate material flows to the reactor or reactors used and thus only be formed in the reactor or reactors.
  • a paraffin-containing stream and an oxygen-containing stream can be combined into one
  • the gas mixture or one or more components thereof can be subjected to any process engineering treatment such as compression, expansion, cooling or heating or also the separation of partial streams, the feeding of further material streams or a chemical conversion of components.
  • the formation of a corresponding gas mixture comprises, for example, heating.
  • the so-called feed preheating the gas mixture can be brought to a temperature which the ODH can start up in a subsequent reaction unit with one or more reactors.
  • the formation of the gas mixture comprises combining a material flow with one or more further fluids.
  • suitable media can be added which, for example, have a favorable influence on the reaction conditions in ODH.
  • the ODH is a highly exothermic reaction, so that 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.
  • Appropriate diluents can be used in the formation of the
  • Gas mixture are added, ie upstream or only in one or more reactors.
  • oxygen or an oxygen-containing gas mixture which is required for the ODH, can also be added during the formation of the gas mixture. This can also be done later.
  • the water partial pressure is advantageously measured and a control is used by means of which the water partial pressure is set using at least one manipulated variable. As mentioned, a control based on the water partial pressure can achieve a much more precise adjustment of the product ratio than if only one
  • the present invention is used in particular when a catalyst which contains at least the elements molybdenum, vanadium, niobium and optionally tellurium, that is to say a so-called MoVTeNbO catalyst, is used in the oxidative dehydrogenation, because when using such a catalyst Form ethylene and acetic acid and discontinue the legalities mentioned.
  • the ethane conversion can in particular be at least 20, 25, 30, 35, 40 or 45%.
  • the paraffin conversion is below 75% in particular.
  • the predetermined product molar flow ratio of acetic acid to ethylene or another carboxylic acid to another olefin is in particular in a range from 0.05 to 0.5.
  • conversion or “conversion” is understood here to mean the molar fraction of the starting materials used, here of ethane or another paraffin, which reacts overall to (main and by-products).
  • product molar flow of a component describes the molar amount of a component which emerges from one or more reactors per unit of time.
  • the water partial pressure in the process gas can be adjusted in particular by adding water to the reaction feed stream and / or by adjusting a reactor temperature at which the oxidative dehydrogenation is carried out.
  • a reactor temperature at which the oxidative dehydrogenation is carried out in particular the zonally different temperature influence, as proposed by the present invention, can be used. So these are suitable
  • Control variables of the mentioned regulation For example, provision can also be made for adding a coarse material to the gas mixture fed to the reactor by adding water. and make a fine adjustment by setting a reactor temperature. At a higher reactor temperature, there is a higher conversion and thus a higher formation of water of reaction.
  • the water partial pressure in the process gas is adjusted at least in part by adjusting the reactor temperature.
  • Another particularly important influencing variable is the amount of oxygen added in the reaction.
  • these parameters are always adapted such that an oxygen content in the process gas at the reactor outlet is 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 observed in order to reduce the
  • the partial pressure at a reactor outlet is one or more for the oxidative as the water partial pressure to be set
  • the water partial pressure at the reactor outlet of the reactor or reactors is detected and used as the input variable of a control system.
  • Methods for determining water and thus for determining the water partial pressure are fundamentally known to the person skilled in the art.
  • common absorption spectroscopy methods for example Fourier-transformed infrared spectroscopy (FTIR) or tunable diode laser absorption spectroscopy (TDLAS)
  • FTIR Fourier-transformed infrared spectroscopy
  • TDLAS tunable diode laser absorption spectroscopy
  • the oxidative dehydrogenation in the context of the present invention is particularly advantageously carried out in a temperature range or at a temperature level of 240 to 500 ° C. in a reactor bed of the reactor or reactors used.
  • the temperature range can be 260 and 400 ° C, particularly preferably 280 to 350 ° C.
  • 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.), Furthermore in particular 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 paraffin / (h x kg catalyst), preferably between 0.5 and 5 kg paraffin / (h x kg
  • Catalyst particularly preferably between 0.7 and 3 kg paraffin / (h c kg catalyst).
  • the previously explained ability to be classified is
  • the process according to the invention can in particular be carried out using one or more diluents added to the reaction insert and passing into the process gas.
  • diluents added to the reaction insert and passing into the process gas.
  • Diluents which in particular ensure that stable and safe reactor operation is ensured in the strongly exothermic ODH, are generally known.
  • water or steam can in particular be added to the reaction insert.
  • This water or water vapor also acts as a diluent.
  • one or more further diluents can be used.
  • one or more diluents can be used in the context of the present invention, which is or are selected from the group consisting of water, methane, nitrogen and at least one further inert gas. Carbon dioxide can also be used as a diluent.
  • a process variant can be advantageous in which ethylene is also added to the reaction insert in a predetermined amount, in particular from 0 to 50 mole percent. The same applies to other olefins.
  • Additional ethylene can be introduced either in the form of a feed from an external source or in the form of a return of a corresponding fraction from the dismantling part of the plant itself.
  • the "disassembly part” is an arrangement in which components or groups of components are separated from the process gas or a gas mixture obtained from it by means of thermal separation. This return can be done by taking a corresponding fraction in the decomposition section or by changing the
  • Bottom product specification take place in a rectification column, which is used for the separation of ethane and ethylene, and which is provided in the separation section.
  • a rectification column which is used for the separation of ethane and ethylene, and which is provided in the separation section.
  • the present invention further extends to a plant for the production of one or more olefins and one or more carboxylic acids.
  • the system has means which are set up to remove a water-containing process gas from the reactor and a water partial pressure in the process gas removed from the reactor, in particular as a function of a predetermined product ratio of the acetic acid to the ethylene or another Carboxylic acid to the corresponding olefin, to a value in a range between 0.5 and 5 bar (abs.), In particular in a range between 0.7 and 3 bar (abs.).
  • Figure 1 illustrates a plant for the production of ethylene and acetic acid with a reactor according to an embodiment of the invention.
  • Figure 2 illustrates selectivities to ethylene and acetic acid.
  • Figure 3 shows product mole flow ratios for ethylene and acetic acid to illustrate the background of the invention.
  • Figure 4 shows product molar flow ratios with respect to ethylene and acetic acid to illustrate the background of the invention.
  • FIG. 5 illustrates a method that can be used in the context of an embodiment of the present invention.
  • FIG. 7 does not illustrate product selectivities in the context of a
  • FIG. 8 does not illustrate reactor temperature profiles within the scope of a
  • FIG. 1 illustrates a plant for the production of olefins in accordance with one embodiment of the invention in the form of a greatly simplified plant diagram and is designated 100 in total.
  • the system 100 is only indicated schematically.
  • a system 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 ODH-E
  • the system 100 has a reactor 10, which in the example shown contains an ethane-containing gas mixture obtained in any way in the form of a material flow
  • the stream 101 can for example be taken from a rectification unit, not shown, which separates higher hydrocarbons from a starting mixture.
  • the stream 101 can also be preheated, for example, and processed in another way.
  • the stream 101 can already contain oxygen and possibly a diluent such as water vapor, but corresponding media can also flow to the reactor, as representative here in the form of streams
  • upstream or in the reactor 10 may be added.
  • the reactor 10 has a multiplicity of reaction tubes 10c arranged in parallel (only partially designated), which by several, in the example shown three,
  • Reaction zones 11, 12, 13 run and which are surrounded by a jacket region 10d.
  • a catalyst bed 11a, 12a, 13a is provided in the respective reaction zones in the reaction tubes 10c (only on one reaction tube 10c illustrated).
  • An ethane as well as oxygen and possibly a gas mixture containing a diluent is passed through the reaction zones 11, 12, 13 in the form of the stream 101 or the combined streams 101 to 103 in succession.
  • An inert zone 14 is connected upstream of the reaction zones 11, 12, 13.
  • Reaction zones 11, 12, 13 are arranged between an inlet opening 10a and an outlet opening 10b of the reactor 10, one of the reaction zones, here the reaction zone 13, which is arranged closer to the outlet opening 10b than another of the reaction zones, here one of the reaction zones 1 1 and 12, is referred to as the "second" reaction zone and one of the other reaction zones 11, 12 as the "first” reaction zone.
  • the catalyst bed 13a of the second of the reaction zone 13, through which the gas mixture is passed after it has previously been passed through the first reaction zone 11, 12, is designed in particular with a higher catalyst loading and / or catalyst activity per unit space than the catalyst bed 11a, 12a the first reaction zone 11, 12. This leads to the advantages which are also explained again with reference to FIGS. 7 and 8. As an alternative or in addition, a zonal different temperature control can also take place.
  • a process gas flows out of the reactor 10 in the form of a process gas stream 104, which contains ethylene, which was formed in the reactor 10 by ODH of part of the ethane in the reaction feed stream.
  • the process gas also contains
  • Acetic acid which was also formed at the ODH in the reactor 10 from ethane, water, carbon monoxide, carbon dioxide, unreacted oxygen, and the diluent (s) and other compounds, if added or previously formed in the reactor 10.
  • the reaction tubes 10c are by means of a
  • the temperature range of the temperature control medium flow 105, 106 is controlled. As not illustrated here, in particular a plurality of temperature control medium circuits can be provided here, which temper or cool the reaction tubes 10c in sections.
  • the system 100 can have one, but also several, for example operated reactors 10.
  • these reactors 10 are each supplied with corresponding reaction inserts, which may have the same or different compositions, and corresponding process gas streams 104 are formed in each case.
  • the latter can be combined, for example, and fed together as process gas-following process steps or system parts.
  • a water partial pressure can be detected downstream of the reactor 10. This can be set, for example, by adding water or steam to the gas mixture of stream 101 or in the form of streams 102 or 103.
  • a further influencing, in particular a fine adjustment can take place by adjusting the temperature in the reactor 100.
  • the process gas can be brought into contact with wash water or a suitable aqueous solution, whereby the process gas can be cooled in particular and acetic acid can be washed out of the process gas.
  • the process gas which is at least largely freed from acetic acid, can be further processed and subjected to a separation of ethylene. Ethane contained in the process gas can be recycled to the reactor 10.
  • FIG. 2 illustrates selectivities to ethylene and acetic acid obtained in a corresponding process in a diagram in which water partial pressures in bar (abs.) Are plotted on the abscissa against selectivity values in percent on the ordinate in a process gas flowing out of a reactor. The shown
  • Selectivity values for the individual products are calculated from the ratio of the respective product molar stream based on the molar amount of ethane which is converted in the reactor per unit of time.
  • the data shown relate to two test series with different flow rates, thus different space velocities and
  • the reactor outlet is illustrated again in FIG. 3.
  • the reactor outlet is illustrated again in FIG. 3.
  • Ratio of the values shown in FIG. 2 to one another are the product mole flow ratios for the higher flow and lower ones
  • FIG. 4 shows corresponding product molar flow ratios of acetic acid to ethylene.
  • FIG. 5 illustrates a corresponding method in the form of a schematic flow chart, which is designated as a whole by 200. With 21 1 to 214 are partial goals to be achieved, with 221 to 224 the specific goals to be undertaken
  • the desired product distribution of acetic acid to ethylene is specified in step 211. On this basis, a target value for the
  • step 213 A correspondingly defined operating point is approached in step 213, for which purpose a water fraction in the reaction feed stream is set in step 223.
  • step 214 The operating point, step 214, is fine-tuned by adapting the reactor temperature in step 224.
  • the water partial pressure is in each case
  • FIG. 6 illustrates the results of three selected experiments 52, 56 and 71, which were part of an extensive series of experiments
  • the salt temperature represents the temperature of a molten salt that was used to cool the reactor and therefore forms a measure of the reactor temperature:
  • FIG. 6 shows selectivity values (S) for ethylene (C2H4), acetic acid (AcOH), carbon monoxide (CO), carbon dioxide (C02) and residual compounds (remainder, not visible due to low values) for the three experiments 52, 56 and 71 illustrates.
  • the ordinate shows the values with regard to the selectivities. Ethane turnover did not vary by more than 5% in the three experiments 52, 56 and 71 It can be clearly seen that in experiments 56 and 71 similar product ratios with similar water partial pressures at the outlet
  • Ratio of the corresponding selectivities is approximately 0.14 in experiments 56 and 71. In contrast, experiments 52 and 56 are similar
  • test points 52 and 56 also result in significantly different product ratios.
  • the characteristic selectivity curves shown can thus be shifted in parallel to more ethylene when using an adequately designed, multi-layer catalyst bed or a reactor with several corresponding reaction zones.
  • the adjustment options in operation based on the control of the water partial pressure at the reactor outlet are thus retained.
  • reaction zones can be set to a minimum temperature 15 K higher in the respective catalyst zones, which means that, in case B compared to case A, a significant increase in conversion and ethylene selectivity can be achieved. The associated loss of value product towards carbon oxides is low.
  • Process temperatures on the central axis of at least 318.5 ° C maintained. In 100% of the last two reaction zones in the direction of the reactor outlet (case B), process temperatures on the central axis of at least 327 ° C. are maintained. In comparison, the minimum temperature in the entire single-layer bed (case A) is 303.5 ° C, at the end of the catalyst bed at 310 ° C.

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Abstract

Es wird ein Verfahren zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäurenvorgeschlagen, bei dem ein oder mehrerer Paraffine einer oxidativen Dehydrierung unterworfen wird oder werden. Für die oxidative Dehydrierung wird ein Reaktor (10) mit mehreren Reaktionszonen (11, 12, 13) verwendet, ein Gasgemisch mit dem einen oder den mehreren Paraffinen wird nacheinander durch die Reaktionszonen (11, 12, 13) geführt, und zumindest zwei der mehreren Reaktionszonen (11, 12, 13) werden einer Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang unterworfen.Eine entsprechende Anlage (100) ist ebenfalls Gegenstand der vorliegenden Erfindung.

Description

Beschreibung
Verfahren und Anlage zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren sowie 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 und der praktisch irreversiblen Wasserbildung keine thermodynamische 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, C.A. et al., Oxidative Dehydrogenation of Ethane: Common Principles and Mechanistic Aspects, ChemCatChem, Bd. 5, Nr. 1 1 , 2013, Seiten 3196 bis 3217, verwiesen. In der WO 2017/144584 A1 ist ein Reaktor für die ODH offenbart, in dem zwei Reaktionszonen vorhanden sind. Es werden zwei getrennte Kühlmittelkreisläufe eingesetzt und in den Reaktionszonen sind unterschiedliche Katalysatoren vorhanden.
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. In diesem Zusammenhang wird ebenfalls auf einschlägige Fachliteratur wie Li, X. und Iglesia E., Kinetics and Mechanism of Ethane Oxidation to Acetic Acid on Catalysts Based on Mo- V-Nb Oxides, J. Phys. Chem.C, Bd. 1 12, 2008, Seiten 15001 bis 15008, verwiesen.
Für einen wirtschaftlichen Anlagenbetrieb ist eine entsprechende Koppelproduktion von Olefinen und der jeweiligen Carbonsäuren bei Verwendung des beschriebenen Katalysatortyps in der Regel unausweichlich. Dies gilt insbesondere für die Herstellung von Ethylen durch ODH von Ethan (ODH-E), bei der gleichzeitig Essigsäure gebildet wird, aber auch für weitere, unten näher erläuterte Fälle.
In der industriellen Praxis gelten Koppelproduktionsverfahren im Allgemeinen 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. In bestimmten Fällen kann es in entsprechenden Verfahren wünschenswert sein, die Produktverteilung in Richtung eines der gebildeten Produkte, bei der ODH-E beispielsweise in Richtung von Ethylen, zu verschieben, insbesondere wenn eine bessere Vermarktbarkeit (größeres
Marktvolumen) für das jeweilige Produkt besteht. Ferner sind eine möglichst hohe Selektivität zu dem gewünschten Produkt sowie ein maximaler Umsatz der Edukte wünschenswert, um durch die geringeren zu bearbeitenden Gasvolumina Investitions- und Betriebskosten zu reduzieren. Die vorliegende Erfindung stellt sich diese Aufgabe.
Offenbarung der Erfindung
Vor diesem Hintergrund schlägt die vorliegende Erfindung ein Verfahren zur
Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren sowie 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 Druck- bzw. 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.
Vorteile der Erfindung
Wie erwähnt, ist für einen wirtschaftlichen Anlagenbetrieb eine Koppelproduktion von Ethylen und Essigsäure bei Verwendung des beschriebenen Katalysatortyps in der ODH, insbesondere der ODH-E, in der Regel unausweichlich, obwohl in der industriellen Praxis Koppelproduktionsverfahren im Allgemeinen als weniger attraktiv gelten. Die Ausgestaltung eines flexiblen, katalytischen Prozesses ist herausfordernd, insbesondere wenn es sich um einen exothermen Prozess wie die ODH, insbesondere 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. Entsprechendes gilt für die Reaktorauslegung sowie für das Design des oder der verwendeten Katalysatoren.
Ist nachfolgend vereinfacht 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 können, insbesondere bei
Verwendung von entsprechenden Einsätzen, die neben Ethan auch 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, nicht notwendigerweise der Fall. So wird beispielsweise Propan hier vorwiegend zu Propylen und Acrylsäure (Propensäure), nicht aber zu Ethylen umgesetzt. Es kann jedoch auch eine
Weiterreaktion zu leichteren Produkten erfolgen, beispielsweise indem Acrylsäure durch Abspaltung von Kohlendioxid zu Ethylen umgesetzt wird, welches anschließend zu Essigsäure weiterreagiert. Eine entsprechende Reaktion ist beispielsweise bei Naumann d’Alnoncourt, L.-l. et al., Journal of Catalysis, Band 31 1 , Seiten 369 bis 385, beschrieben. Ist hier von einer "Herstellung eines Olefins und einer Carbonsäure" die Rede, können das Olefin und die Carbonsäure die gleiche oder eine unterschiedliche Anzahl von Kohlenstoffatomen aufweisen, obwohl sie aus nur einem Edukt gebildet werden. Die vorliegende Erfindung schließt ebenfalls explizit nicht aus, dass mehrere unterschiedliche Olefine und/oder Carbonsäuren aus einem oder mehreren
unterschiedlichen Edukten gebildet werden können.
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 Reaktionseinsatz auch derart gebildet werden, dass er keine höheren Paraffine enthält, beispielsweise durch eine stromauf vorgesehene
Abtrennung. Die vorliegende Erfindung eignet sich insbesondere zum Einsatz im Zusammenhang mit der ODH-E, aber auch zur Herstellung höherer Olefine und Carbonsäuren durch die ODH entsprechender längerkettiger (schwererer, höherer), insbesondere linearer, Paraffine. In herkömmlichen Reaktoren realer Größe ist in der ODH-E eine praktische Limitierung des Ethanumsatzes, beispielsweise bei 40 bis 45%, festzustellen. Eine weitere
Erhöhung des Umsatzes führt zu schnell ansteigenden Verlusten in Nebenprodukte wie Kohlenstoffoxide (COx) und somit auch zu einer erhöhten Gefahr eines
thermischen Durchgehens. Gleichzeitig wurde festgestellt, dass das Produktverhältnis von Ethylen zu Essigsäure in der ODH-E vom Wasserpartialdruck in einem Prozessgas am Reaktoraustritt abhängt. Der Wasserpartialdruck hängt wiederum maßgeblich vom Wasseranteil im Reaktionseinsatz und vom Reaktionsumsatz ab. Eine gewünschte Erhöhung des Ethanumsatzes würde zu höherem Wasserpartialdruck am
Reaktoraustritt und somit zwangsläufig zu einer Verschiebung der Produktverteilung in Richtung von Essigsäure führen. Zusätzlich wurde festgestellt, dass es für einen kontinuierlichen Betrieb eines Reaktors für die ODH-E erforderlich ist, eine
Mindestwasserverdünnung im Reaktionseinsatz einzuhalten, da sonst eine
nennenswerte zeitliche Abnahme der Aktivität und somit der Katalysatorleistung auftritt.
Die vorliegende Erfindung beruht nun auf der Erkenntnis, dass sich die erläuterten Probleme zumindest teilweise durch Verwendung eines Reaktors mit mehreren
Reaktionszonen lösen lassen. In den mehreren Reaktionszonen wird im Rahmen der vorliegenden Erfindung eine Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang vorgenommen, und zwar dergestalt, dass in dem Reaktor insgesamt eine minimale Reaktionstemperatur aufrecht erhalten bzw. sichergestellt wird, dass die
Reaktionstemperatur in Richtung des Reaktoraustritts nicht unter einen vorbestimmten Wert absinkt. Dies wird durch eine selektive Temperaturbeeinflussung, d.h. eine Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang, in den einzelnen
Reaktionszonen erreicht. Unter einer "Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang" in den mehreren Reaktionszonen sei dabei im Rahmen der vorliegenden Erfindung verstanden, dass in zumindest einer der Reaktionszonen eine
Temperaturbeeinflussung vorgenommen wird, die von einer Temperaturbeeinflussung in zumindest einer weiteren der Reaktionszonen abweicht.
Grundsätzlich kann eine "Temperaturbeeinflussung" dabei im Rahmen der
vorliegenden Erfindung eine Erwärmung oder eine Kühlung einer entsprechenden Reaktionszone umfassen. Ein Umfang einer Erwärmung kann insbesondere durch die Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit in einer entsprechenden Reaktionszone eingestellt werden. Da sich bei einer höheren
Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit die jeweils freiwerdende Wärme entsprechend erhöht (also eine Temperaturbeeinflussung in einem größeren Umfang erfolgt), kann durch eine höhere Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit die Reaktionstemperatur entsprechend erhöht werden. Eine Erhöhung der Reaktionstemperatur kann aber auch dadurch erfolgen, dass in einer Reaktionszone, in der eine höhere Reaktionstemperatur erhalten werden soll, eine geringere Kühlung oder eine stärkere Beheizung mittels eines entsprechenden Temperiermittels vorgenommen wird. Die vorliegende Erfindung kann beide Alternativen einzeln oder in sinnvoller Kombination miteinander umfassen.
Insbesondere kann die vorliegende Erfindung mit mehrlagigen Katalysatorbetten zum Einsatz kommen, die jeweils in einem oder mehreren Reaktionsrohren eines entsprechenden Reaktors bereitgestellt werden. Die vorliegende Erfindung eröffnet dabei im Gegensatz zur Verwendung eines einlagigen Katalysatorbetts bzw. eines Reaktors mit nur einer Reaktionszone weitere Spielräume für eine wirtschaftliche Optimierung entsprechender Prozesse. Die einfache Anwendung eines mehrlagigen Katalysatorbetts bzw. eines Reaktors mit entsprechenden Reaktionszonen reicht jedoch hierzu nicht notwendigerweise aus, da es ohne die Anwendung weiterer Maßnahmen aufgrund des höheren Wasserpartialdrucks zu einer Verschiebung der Produktverteilung hin zu Essigsäure kommen könnte.
Ein im Rahmen der vorliegenden Erfindung eingesetzter Reaktor kann insbesondere als Rohrreaktor ausgebildet sein, d.h. als ein Reaktor, der eine Vielzahl zumindest teilweise parallel verlaufender Reaktionsrohre aufweist. Hierbei durchläuft jedes der Reaktionsrohre die entsprechenden Reaktionszonen bzw. ist mit entsprechenden Reaktionszonen ausgebildet. In jedem der Reaktionsrohre kann dabei ein mehrlagiges Katalysatorbett ausgebildet sein und/oder jedes der mehreren Reaktionsrohre kann entlang seiner Länge in unterschiedlichem Umfang mittels einer Temperiereinrichtung einer abschnittsweise unterschiedlichen Temperierung unterworfen werden, so dass sich entlang der Reaktionsrohre in unterschiedlichem Umfang temperaturbeeinflusste Reaktionszonen ausbilden. Ist nachfolgend von einem "Rohrreaktor" die Rede, kann es sich hierbei insbesondere um einen bekannten Rohrbündelreaktor handeln. Die genannten Begriffe werden in diesem Fall synonym verwendet. Zum Aufbau und zur Betriebsweise von Rohrbündelreaktoren sei auf gängige Lehrbücher verwiesen. Im Rahmen der vorliegenden Erfindung kann insgesamt trotz erhöhter Umsatzraten im Vergleich zum Betrieb eines Reaktors mit nur einer entsprechenden Reaktionszone eine Verschiebung der Wertproduktselektivität zu mehr Ethylen erreicht werden. Dies wird bei denselben Dampfverdünnungsraten im Reaktionseinsatz erreicht. Die Vorteile der vorliegenden Erfindung ergeben sich dabei daraus, dass in Richtung des
Reaktoraustritts die Reaktionstemperatur über einen Wert angehoben werden kann, der oberhalb des Werts liegt, der sich bei kontinuierlicher bzw. konstanter
Reaktorauslegung ergeben würde. Die Reaktionstemperatur muss am Reaktoreintritt herkömmlicherweise begrenzt werden, damit eine maximale Reaktionstemperatur nicht überschritten wird. Eine entsprechende Beschränkung erweist sich jedoch, wie erfindungsgemäß erkannt wurde, in den nachfolgenden Reaktionszonen als nicht vorteilhaft, da sie am Reaktoraustritt dazu führt, dass die minimale vorteilhafte
Reaktionstemperatur unterschritten wird. Durch eine erfindungsgemäß vorgeschlagene abweichende Temperierung wird dagegen sichergestellt, dass diese minimale
Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird.
Ein besonderer Vorteil der vorliegenden Erfindung ist der, dass bei der Bereitstellung von Katalysatorbetten bzw. entsprechender Reaktionszonen, die unterschiedliche Katalysatorbeladungen und/oder Katalysatoraktivitäten pro Raumeinheit aufweisen, lediglich Schichten mit variabler Katalysatoraktivität verwendet werden müssen, d.h. es kann lediglich der Anteil an inertem Material in den Katalysatorpartikeln verändert, die Rezeptur des aktiven Katalysatormaterials selbst aber für alle Katalysatorbetten bzw. Reaktionszonen gleich gehalten werden. Auf diese Weise ist im Rahmen der vorliegenden Erfindung eine günstige Herstellung großer Mengen an Katalysator möglich, der in entsprechenden Katalysatorbetten bzw. Reaktionszonen lediglich in unterschiedlichem Umfang mit Inertmaterial "verdünnt" wird. Durch entsprechende Maßnahmen kann in den jeweiligen Reaktionszonen eine besonders einfache
Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang erzielt werden.
Insgesamt schlägt die vorliegende Erfindung vor diesem Hintergrund ein Verfahren zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren vor. Wie bereits erläutert, bezieht sich die vorliegende Erfindung insbesondere auf die ODH-E, also den Fall, dass es sich bei einem entsprechenden Olefin um Ethylen und bei einer entsprechenden Carbonsäure um Essigsäure handelt. Mit anderen Worten beträgt in diesem Fall die Anzahl von Kohlenstoffatomen jeweils zwei und es werden ein Olefin und eine Carbonsäure gebildet. Das Verfahren kann jedoch, wie erwähnt, auch zur Herstellung höherer Olefine eingesetzt werden, beispielsweise zur
Herstellung von Propylen und Propensäure aus Propan, wobei die Anzahl von
Kohlenstoffatomen drei beträgt. Die Anzahl von Kohlenstoffatomen kann im Rahmen der vorliegenden Erfindung jedoch auch bei vier oder ggf. fünf liegen. Der Schwerpunkt der vorliegenden Erfindung liegt jedoch bei der ODH-E und die Erfindung wird nachfolgend auch insbesondere unter Bezugnahme auf die ODH-E beschrieben.
In dem erfindungsgemäßen Verfahren wird oder werden ein oder mehrere Paraffine einer oxidativen Dehydrierung unterworfen. Grundlagen der oxidativen Dehydrierung wurden bereits eingangs erläutert. Die oxidative Dehydrierung wird im Rahmen der vorliegenden Erfindung, wie erwähnt, insbesondere in einem Rohrreaktor durchgeführt, welcher insbesondere eine Anzahl von Reaktionsrohren aufweist, die das
entsprechende Gasgemisch längs durchströmt. Die Reaktionsrohre sind dabei insbesondere durch einen Mantelraum geführt, welcher von einem Temperiermittel durchströmt wird. Der Mantelraum kann in einer Ausgestaltung der vorliegenden Erfindung auch unterteilt sein, so dass die Reaktionsrohre abschnittsweise
unterschiedlich temperiert werden können. Abschnitte der Reaktionsrohre bilden dabei jeweils eine Reaktionszone. In den Reaktionsrohren befindet sich jeweils eine
Trägerstruktur zur Aufnahme eines Katalysatormaterials (also des aktiven Katalysators und inerter Verdünnungskomponenten, auch als "Katalysatorbett" bezeichnet).
Unter einem "Katalysatorbett" wird hier insbesondere eine in einem entsprechenden Reaktor bzw. einem Reaktionsrohr eines entsprechenden Reaktors an einer bestimmten Position eingebrachte Schüttung bezeichnet, die Inertmaterial und aktiven Katalysator umfasst. Einander entsprechende Bereiche unterschiedlicher
Reaktionsrohre können dabei insbesondere abschnittsweise mit Katalysatorbetten identischer Eigenschaften ausgestattet werden. Dies kann auch derart verstanden werden, dass ein Katalysatorbett in diesem Fall auf unterschiedliche Reaktionsrohre verteilt ist. Die Verdünnung des aktiven Katalysatormaterials mit Inertmaterial erfolgt bevorzugt während der Produktion entsprechender Schüttkörper, die ein
Katalysatorbett bilden, und kann dergestalt ausgeführt werden, dass verschiedene Schüttkörper mit unterschiedlichen Anteilen an aktivem Katalysatormaterial
bereitgestellt werden. Ein Katalysatorbett mit einem vorgegebenen Aktivitätsniveau besteht in diesem Fall vollständig aus gleichen Schüttkörpern mit dem entsprechenden Anteil an aktivem Katalysatormaterial. In einer anderen Ausführung können
verschiedene Reaktionszonen mit reduzierter katalytischer Aktivität auch durch physikalische Mischung von inerten Schüttkörpern und Schüttkörpern mit höherem Anteil an aktivem Katalysatormaterial bereitgestellt werden.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird für die oxidative Dehydrierung ein Reaktor mit mehreren Reaktionszonen verwendet, wobei ein Gasgemisch mit dem einen oder den mehreren Paraffinen nacheinander durch die Reaktionszonen geführt wird, und wobei zumindest zwei der mehreren Reaktionszonen einen Katalysator vom gleichen Katalysatortyp aufweisen und/oder einer Temperaturbeeinflussung in
unterschiedlichem Umfang unterworfen werden. Wie erwähnt, sind für eine derartige Temperaturbeeinflussung grundsätzlich zwei Wege gangbar.
Ist hier davon die Rede, dass zwei Reaktionszonen einen Katalysator "vom gleichen Katalysatortyp" aufweisen, sei hierunter verstanden, dass in den Reaktionszonen hinsichtlich ihrer Zusammensetzung bzw. Rezeptur identische Katalysatoren in gleicher oder (durch entsprechende Verdünnung mit Inertmaterial) unterschiedlicher
Konzentration vorhanden sind. Insbesondere weisen die entsprechenden Zonen jeweils einen bzw. zwei identische MoVNbTeOx-Katalysatoren auf, die die ODH katalysieren.
Insbesondere kann für die oxidative Dehydrierung ein Reaktor verwendet werden, bei dem die mehreren Reaktionszonen als geschichtete Struktur aus mehreren
Katalysatorbetten oder als von einander getrennte Reaktionszonen mit jeweils einem Katalysatorbett ausgebildet sind. Auch eine Ausbildung entsprechender
Reaktionszonen in Form mehrlagiger Katalysatorschüttungen, die in diesem Fall mehrere Katalysatorbetten bilden, ist im Rahmen der vorliegenden Erfindung grundsätzlich möglich. Hierbei wird ein das erwähnte Paraffin enthaltendes
Gasgemisch nacheinander durch die genannten Reaktionszonen geführt. In dieser Ausgestaltung der vorliegenden Erfindung wird dabei das Katalysatorbett einer zweiten der genannten Reaktionszonen, durch die das Gasgemisch geführt wird, nachdem es zuvor durch eine erste der Reaktionszonen geführt wurde, mit einer höheren
Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit ausgebildet als das Katalysatorbett der ersten Reaktionszone. Die erfindungsgemäß vorgeschlagene Lösung hat insbesondere den Vorteil, dass durch mehrere Reaktionszonen sowohl der Umsatz des eingesetzten Paraffins als auch die Selektivität zu dem entsprechenden Olefin gegenüber nur einer
Reaktionszone deutlich gesteigert und somit ein ODH-E Verfahren deutlich
wirtschaftlicher betrieben werden kann.
In einem von der Anmelderin eingesetzten Pilotreaktor wurden, wenn dieser mit einem nur einzonigen Bett betrieben wurde, maximale Ethanumsätze erreicht, die im einzonigen Fall nicht weiter steigerbar waren, da dies mit einem thermischen
Durchgehen des Reaktors einhergegangen wäre. Im Falle eines mehrlagigen
Katalysatorbetts wurden bei sonst gleichen Bedingungen hinsichtlich
Raumgeschwindigkeit, Druck und Zusammensetzung des Reaktionseinsatzes, nochmals erhöhte Ethanumsätze erzielt, ohne dabei die Gefahr eines thermischen Durchgehens zu haben.
Die erfindungsgemäße Lösung umfasst, dass dadurch auch effektiv unterschiedliche (Reaktions-)Temperaturen in den unterschiedlichen Zonen vorliegen, wobei die unterschiedlichen Reaktionstemperaturen beispielsweise durch eine Steigerung der Katalysatoraktivität in Fließrichtung und/oder eine zonal unterschiedliche
Kühlung/Temperierung des Reaktors erreicht werden kann.
Die vorliegende Erfindung sieht in dieser Ausgestaltung, mit anderen Worten, vor, eine Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität in Richtung des Reaktoraustritts zu erhöhen und dem gegenüber in Richtung des Reaktoreintritts zu verringern. Die Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität kann dabei insbesondere durch unterschiedliche Verdünnungsgrade mittels Inertmaterial eingestellt werden, wobei das aktive Katalysatormaterial in den unterschiedlichen Reaktionszonen insbesondere identisch sein kann. Die Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität wird im Rahmen der vorliegenden Erfindung insbesondere von Zone zu Zone stufenweise erhöht, was im Gegensatz zu einer graduellen Erhöhung eine besonders einfache Bereitstellung des jeweiligen Katalysatorbetts durch Zumischung einer jeweils festen Menge an Inertmaterial oder Verwendung derselben Schüttungskörper ermöglicht. Entsprechende Maßnahmen können mit einer weiteren abgestuften Temperierung der Reaktionszonen kombiniert werden. Durch die damit im Rahmen der soeben erläuterten Ausgestaltung der vorliegenden Erfindung vorgeschlagene Verwendung eines mehrlagigen Katalysatorbetts bzw. eines Reaktors mit entsprechenden Reaktionszonen kann eine Umsatzsteigerung von Ethan bzw. einem anderen Paraffin bei nur geringen Verlusten an Gesamtwertprodukten (hier definiert als die Summe des oder der Olefine und der Carbonsäure oder der
Carbonsäuren, insbesondere von Ethylen und Essigsäure) erreicht werden. Im
Rahmen der vorliegenden Erfindung wird dabei insbesondere eine Maximaltemperatur eingehalten bzw. durch die Wahl der Katalysatoraktivität bzw. Katalysatorbeladung dafür gesorgt, dass eine entsprechende Maximaltemperatur nicht überschritten wird. Entsprechende Vorteile können auch mittels einer unterschiedlichen Temperierung mittels geeigneter Temperiereinheiten oder mit einer Kombination entsprechender Maßnahmen erzielt werden.
Durch die in Strömungsrichtung ansteigende Katalysatorbeladung bzw.
Katalysatoraktivität pro Raumeinheit oder eine abgestufte Temperierung kann im Rahmen einer entsprechenden Ausgestaltung der vorliegenden Erfindung, wie nachfolgend erläutert, erreicht werden, dass in derartigen Bereichen durch die
Einhaltung einer Minimaltemperatur, die sich aufgrund der jeweils vorliegenden Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität bzw. die sich jeweils einstellende Exothermie und/oder die jeweils vorgenommene Temperierung ergibt, eine
übermäßige Carbonsäureproduktion vermieden werden.
Ein grundlegendes Merkmal der vorliegenden Erfindung ist, dass die Festlegung der einzelnen Katalysatorbeladungen bzw. Katalysatoraktivitäten sowie die
Dimensionierung der Reaktionszonen bzw. ihrer Katalysatorbetten bzw. eine entsprechende abgestufte Temperierung jeweils derart vorgenommen wird, dass in keinem der Katalysatorbetten eine Prozessgastemperatur in unzulässiger weise unterschritten wird.
Gemäß einem besonders vorteilhaften Aspekt der vorliegenden Erfindung werden daher eine minimale und eine maximale Reaktionstemperatur vorgegeben und die Temperaturbeeinflussung, also die Katalysatorbeladung und/oder die
Katalysatoraktivität pro Raumeinheit und/oder eine entsprechende Temperierung in den Katalysatorbetten wird derart ausgebildet bzw. eine entsprechende abgestufte Temperierung wird derart vorgenommen, dass in keiner der Reaktionszonen an jeweils einer vorgegebenen Position die maximale Reaktionstemperatur überschritten und die minimale Reaktionstemperatur unterschritten wird.
Wie erwähnt, kann eine derartige Ausbildung der Katalysatorbetten bzw. der
Reaktionszonen auch umfassen, eine entsprechende Dimensionierung der
Katalysatorbetten bzw. Reaktionszonen vorzunehmen. Insbesondere wird im Rahmen der vorliegenden Erfindung in Richtung des Reaktoraustritts, wo die höchsten
Partialdrücke des oder der Olefine und die niedrigsten Partialdrücke des oder der Paraffine erreicht werden, eine entsprechend erhöhte Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität vorgenommen bzw. bereitgestellt, wodurch sichergestellt werden kann, dass hier die minimale vorgegebene Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird. Da in Richtung des Reaktoraustritts die Partialdrücke des oder der Paraffine deutlich niedriger sind als am Anfang, wird vorteilhafterweise auch deshalb eine höhere Katalysatoraktivität bereitgestellt, damit die "restlichen" Paraffine noch in ausreichender Menge umgesetzt (und damit auch die erforderliche Wärme für die Mindesttemperatur generiert) werden können.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird, wie mehrfach erwähnt, vorteilhafterweise ein Reaktor verwendet, der eine Anzahl zumindest teilweise parallel verlaufender Reaktionsrohre verwendet wird. Es handelt sich dabei also um einen Rohreaktor grundsätzlich bekannter Art bzw. einen Rohrbündelreaktor. Es ist insbesondere vorgesehen, dass die vorgegebene Position, an der die maximale Reaktionstemperatur nicht überschritten und die minimale Reaktionstemperatur nicht unterschritten werden soll, auf einer Mittelachse zumindest eines der mehreren Reaktionsrohre liegt.
Es kann jedoch im Rahmen der vorliegenden Erfindung auch vorgesehen sein, in gewissem Umfang eine Überschreitung und Unterschreitung entsprechender
Temperaturgrenzen zuzulassen. So kann beispielsweise vorgesehen sein, dass das Verfahren derart durchgeführt wird, dass in mindestens 30%, 60%, 80%, 90%, 95% oder 99% einer jeden der Reaktionszonen die maximale Reaktionstemperatur nicht überschritten und die minimale Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird. Hierbei können auch insbesondere erhöhte Mindestanforderungen in Richtung des
Reaktoraustritts definiert werden. Mit anderen Worten kann ein entsprechendes Verfahren derart durchgeführt werden, dass in der zweiten Reaktionszone in einem höheren Prozentanteil des Katalysatorbetts die minimale Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird als in dem Katalysatorbett der ersten Reaktionszone.
Die Vorteile der vorliegenden Erfindung ergeben sich insbesondere daraus, dass die Bildung von Essigsäure aus Ethylen (bzw. anderer Carbonsäuren ausgehend von entsprechenden Olefinen), ungeachtet möglicher zwischenzeitlicher De- und
Adsorptionsschritte nach der Bildung von Ethylen bzw. des Olefins, eine bedeutend niedrigere Aktivierungsenergie und somit eine deutlich geringere
Temperaturabhängigkeit als die weiteren Hauptreaktionen bei der ODH aufweist. Dies gilt insbesondere im Vergleich zur Bildung von Ethylen bzw. eines entsprechenden anderen Olefins ausgehend von Ethan bzw. des entsprechenden Paraffins, aber auch im Vergleich zu den verschiedenen Reaktionen, die zur Bildung von Kohlenstoffoxiden, also unerwünschten Nebenprodukten führen.
Die Quantifizierung der Aktivierungsenergien wurde im Rahmen der vorliegenden Erfindung auf Grundlage von Laborversuchen mit unterschiedlichen
Einsatzzusammensetzungen vorgenommen. Diese Beobachtung des
Katalysatorverhaltens ist insbesondere bemerkenswert, da bei erhöhten Temperaturen die Bildung von sämtlichen höher oxidierten Produkten wie Essigsäure, Kohlenmonoxid und Kohlendioxid begünstigt werden sollte. Beim Studium der Reaktionen in ODH-E- Reaktoren, die unter industriellen Bedingungen betrieben werden, konnte jedoch durch die Anmelderin gezeigt werden, dass die Bildungsreaktionen von Kohlenmonoxid und Kohlendioxid von höheren Temperaturen gegenüber der Bildungsreaktion von
Essigsäure überproportional begünstigt werden. Grundsätzlich nehmen die
Reaktionsgeschwindigkeiten aller Reaktionen, d.h. hier die Bildungsraten aller
Produkte, mit einer Temperaturerhöhung zu. Der deutliche Unterschied in den
Aktivierungsenergien, insbesondere die deutlich niedrigere Aktivierungsenergie der Folgereaktion Ethylen zu Essigsäure (und somit die deutlich geringere
Temperaturabhängigkeit dieser Reaktion) gegenüber allen anderen Reaktionen bewirkt jedoch, dass die Weiterreaktion des Ethylens bzw. die Bildungsrate der Essigsäure durch die Weiterreaktion des Ethylens, gegenüber den anderen Reaktionen (Haupt-, Neben- und Folgereaktionen) in geringerem Maße erhöht wird. Dies bewirkt die beobachtete Selektivitätsverschiebung. Es sei jedoch betont, dass der geschilderte Mechanismus nicht notwendigerweise den experimentell beobachteten Effekten zugrunde liegen muss und die Erfindung daher durch die soeben getroffenen
Erläuterungen nicht eingeschränkt wird.
Der Fachmann hätte, ausgehend von grundsätzlichen Überlegungen und ohne diese erfindungsgemäße überraschende Erkenntnis, es nicht für notwendig erachtet, eine bestimmte Minimaltemperatur in einer Reaktionszone bzw. in einem Katalysatorbett einzuhalten, da er bei zunehmender Temperatur von der Bildung in gleichem Maße zunehmender Mengen an Essigsäure ausgegangen wäre. Wie im Rahmen der vorliegenden Erfindung gezeigt werden konnte, ist jedoch das Gegenteil der Fall. Die Tatsache, dass gerade die Bildung von Essigsäure, die im Rahmen der vorliegenden Erfindung nicht erwünscht ist, bei geringeren Temperaturen vergleichsweise verstärkt erfolgt, ist überraschend. Der Fachmann wäre davon ausgegangen, dass sich die Bildung von Essigsäure bei erhöhter Temperatur in ähnlicher Weise verstärkt und hätte daher nicht einen Reaktor mit einer Ausgestaltung, wie sie erfindungsgemäß vorgeschlagen wird, gewählt bzw. betrieben. Er wäre daher bei einer entsprechend einfacheren Betriebsweise bzw. Reaktorgestaltung geblieben.
Die vorliegende Erfindung nutzt die stark unterschiedlichen Temperaturabhängigkeiten der einzelnen Reaktionen bei der ODH, um durch eine gezielte Beeinflussung der Temperaturbedingungen nicht nur den Umsatz und die Gesamtselektivität zu
Wertprodukten gezielt zu steuern, sondern auch die Selektivitätsverteilung zwischen diesen Wertprodukten.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird insbesondere ein Rohrreaktor verwendet, der derart ausgestaltet ist, dass er eine Eintrittsöffnung und eine Austrittsöffnung aufweist, wobei mindestens zwei der erwähnten Reaktionszonen vorgesehen und zwischen der Eintrittsöffnung und der Austrittsöffnung des Reaktors angeordnet sind. Hierbei wird eine der Reaktionszonen, die näher an der Austrittsöffnung angeordnet ist, als eine andere der Reaktionszonen, mit einer erhöhten Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit ausgestattet oder in einem geringeren Umfang gekühlt als die andere der Reaktionszonen. Mit anderen Worten wird also
reaktoraustrittsseitig im Rahmen der vorliegenden Erfindung eine erhöhte
Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit gewählt oder eine geringere Kühlung vorgenommen. Die erhöhte Katalysatoraktivität oder eine geringere Kühlung kann im Rahmen der Erfindung insbesondere auch nur in der "letzten" Reaktionszone bzw. einem entsprechenden Katalysatorbett vorgenommen werden und die zuvor angeordneten Katalysatorbetten bzw. entsprechenden Reaktionszonen können geringere, insbesondere graduell geringere, Katalysatoraktivitäten und/oder Katalysatorbeladungen pro Raumeinheit aufweisen oder entsprechend stärker gekühlt werden. Die Katalysatoraktivitäten können, wie erwähnt, stufenweise von Zone zu Zone in Richtung des Reaktoraustritts ansteigen. Entsprechendes gilt im Fall einer im Rahmen der Erfindung vorgenommenen Temperierung.
Insbesondere kann vorgesehen sein, dass der Reaktor wenigstens eine weitere Reaktionszone aufweist, durch die das Gasgemisch geführt wird, bevor es durch die erste Reaktionszone und die zweite Reaktionszone geführt wird. Hierbei ist
insbesondere vorgesehen, die zweite Reaktionszone mit einer höheren
Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit als das
Katalysatorbett der ersten Reaktionszone auszubilden bzw. eine nochmals geringere Kühlung vorzunehmen. Wie erwähnt, kann die weitere Reaktionszone auch eine geringere Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit als die erste Reaktionszone bzw. deren Katalysatorbett aufweisen.
Die im Rahmen der vorliegenden Erfindung einsetzbaren Katalysatoren wurden bereits zuvor erwähnt. Insbesondere können im Rahmen der vorliegenden Erfindung in sämtlichen Katalysatorbetten bzw. Reaktionszonen dieselben Katalysatoren bzw. Katalysatoren mit derselben Grundrezeptur verwendet werden. Diese können in unterschiedlichen Konzentrationen bzw. Gehalten pro Raumeinheit bereitgestellt werden, wobei eine Verdünnung, wie zuvor erwähnt, vorgenommen werden kann. Insbesondere können dabei sämtliche Reaktionszonen bzw. deren Katalysatorbetten jeweils einen Anteil am aktiven Katalysator von mindesten 0,1 Gewichtsprozent aufweisen. Der Gehalt an aktivem Katalysator kann auch beispielsweise mehr als 1 , mehr als 5 oder mehr als 10 Gewichtsprozent aktivem Katalysatoranteils betragen. Der jeweilige Gehalt richtet sich nach der Aktivität des Katalysators. Wird eine
unterschiedliche Temperierung der einzelnen Reaktionszonen vorgenommen, kann ggf. der Katalysator über die gesamte Länge der Reaktionsrohre auch völlig gleich gehalten werden. Beliebige Kombinationen sind möglich.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung ist insbesondere vorgesehen, dass die Reaktionszonen mittels eines Temperiersystems unter Einsatz eines oder mehrerer Temperiermittelströme temperiert werden. Hierbei kann insbesondere ein
Temperiersystem mit unterschiedlichen Temperiermittelströmen, die selektiv bestimmte Reaktionszonen bzw. Katalysatorbetten temperieren, zum Einsatz kommen. Auf diese Weise kann eine besonders gezielte Anpassung an die jeweils erforderlichen Maximal- und Minimaltemperaturen erzielt werden. Es kann also insbesondere zumindest einer der Temperiermittelströme zur Temperierung nur einer oder nur eines Teils der Reaktionszonen verwendet werden. Eine "Temperierung" erfolgt insbesondere in Form einer Kühlung. Diese kann insbesondere mittels Flüssigsalz vorgenommen werden. Hierbei kann insbesondere in Richtung des Reaktoraustritts eine zunehmend geringere Kühlung vorgenommen werden.
Die vorliegende Erfindung beruht auch 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 Reaktionseinsatz als auch der Umsetzung des Ethans im Reaktor und damit ggf. auch der momentanen Katalysatoraktivität. Im Gegensatz zu einer Einstellung lediglich des Wassergehalts im Reaktionseinsatz, 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. Gleichzeitig kann im Rahmen der vorliegenden Erfindung durch die Verwendung einer
Mindestwassermenge im Reaktionseinsatz eine konstante Katalysatoraktivität aufrecht erhalten werden, die anderenfalls über die Zeit abnehmen würde.
Eine Einstellung des Wassergehalts im Reaktionseinsatz, 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 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 Gesetzmäßigkeiten wurden zunächst im Rahmen von
Ethanoxidationsversuchsreihen mit konstanter Eintrittstemperatur und variierendem Wasseranteil im Reaktionseinsatz 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 Durchström raten 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 in einer besonders vorteilhaften Ausgestaltung vor, dass dem Reaktor ein wasserhaltiges Prozessgas entnommen wird und dass in dem Prozessgas ein Wasserpartialdruck, insbesondere in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis, insbesondere einem vorgegebenen
Produktmolenstromverhältnis, von der Essigsäure zu dem Ethylen bzw. einer anderen Carbonsäure zu dem entsprechenden Olefin, 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 bzw. den erwähnten anderen Verbindungen, so dass hier eine besonders gut steuerbare Koppelproduktion dieser Verbindungen mit einstellbarem Produktionsschwerpunkt möglich ist.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung kann insgesamt trotz erhöhter Umsatzraten im Vergleich zum Betrieb mit einem einlagigen Katalysatorbett bzw. einem Reaktor mit nur einer entsprechenden Reaktionszone eine Verschiebung der Wertproduktselektivität zu mehr Ethylen erreicht werden. Dies wird bei denselben Dampfverdünnungsraten im Reaktionseinsatz erreicht. Die beschriebenen Maßnahmen zur Steuerung der zeitlichen Entwicklung der Katalysatoraktivität durch die Einstellung von
unterschiedlichen Wasserpartialdrücken in dem dem Reaktor entnommenen
Gasgemisch behalten auch bei Verwendung eines mehrlagigen Betts ihre Gültigkeit und sind insbesondere in Kombination vorteilhaft.
Die charakteristischen Selektivitätskurven können somit bei Verwendung eines adäquat ausgestalteten, mehrlagigen Katalysatorbetts bzw. einem Reaktor mit mehreren entsprechender Reaktionszonen parallel hin zu mehr Ethylen verschoben werden. Die Anpassungsmöglichkeiten im Betrieb auf Basis der Steuerung des
Wasserpartialdrucks am Reaktoraustritt bleibt somit erhalten. Entsprechendes gilt auch für den Fall einer zonal unterschiedlichen Temperierung.
Die bei Verwendung eines einlagigen Betts beschriebenen Limitierungen in der weiteren wirtschaftlichen Optimierung des Prozesses können somit durch Anwendung einer Prozessführung mit mehrlagigen Betten und gezielter Temperatursteuerung überwunden werden. Die Wirtschaftlichkeit und die Vermarktungsfähigkeit der ODH- bzw. ODH-E-Technologie verbessern sich somit spürbar.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird der oxidativen Dehydrierung ein
Gasgemisch unterworfen, das neben dem oder den Paraffinen auch Sauerstoff und insbesondere Verdünnungsmittel umfasst. Dieses Gasgemisch kann insbesondere auch in Form separater Stoffströme dem oder den verwendeten Reaktoren zugespeist und damit erst in dem oder den Reaktoren gebildet werden. Beispielsweise können ein paraffinhaltiger Stoffstrom und ein sauerstoffhaltiger Stoffstrom zu einem
entsprechenden Reaktionseinsatz in dem oder den verwendeten Reaktoren oder stromauf des oder der Reaktoren vereinigt werden.
Das Gasgemisch oder eine oder mehrere Komponenten hiervon kann bzw. können 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 erfahren.
Insbesondere umfasst im Rahmen der vorliegenden Erfindung das Bilden eines entsprechenden Gasgemischs beispielsweise eine Erwärmung. Bei dieser Erwärmung, der sogenannten Feedvorwärmung, kann das Gasgemisch 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 Gasgemischs 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
Gasgemischs zugegeben werden, also stromauf oder erst in einem oder mehreren Reaktoren. Auch kann beispielsweise bereits bei der Bildung des Gasgemischs 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 Reaktionseinsatz 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 Paraffinkonversion von mindestens 15% durchgeführt. Die Ethankonversion kann dabei insbesondere bei mindestens 20, 25, 30, 35, 40 oder 45% liegen. Die Paraffinkonversion liegt insbesondere unterhalb von 75%. Das
vorgegebene Produktmolenstromverhältnis von Essigsäure zu Ethylen bzw. einer anderen Carbonsäure zu einem anderen Olefin 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 oder eines anderen Paraffins, 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 durch geführt wird, eingestellt werden. In diesem Zusammenhang kann insbesondere die zonal unterschiedliche Temperaturbeeinflussung, wie sie die vorliegende Erfindung vorschlägt, zum Einsatz kommen. Hierbei handelt es sich also um geeignete
Stellgrößen der erwähnten Regelung. Es kann beispielsweise auch vorgesehen sein, mittels einer Wasserzugabe zu dem dem Reaktor zugeführten Gasgemisch eine Grob- und mittels der Einstellung 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 eine weitere besonders maßgebliche Einflussgröße ergibt sich die zugegebene Menge an Sauerstoff im Reaktionseinsatz. Im Rahmen der vorliegenden Erfindung wird in der besonders vorteilhaften Ausgestaltung 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 und als Eingangsgröße einer Regelung verwendet wird. Verfahren zur Wasserbestimmung und damit zur Bestimmung des Wasserpartialdrucks sind dem Fachmann grundsätzlich bekannt. Beispielsweise kann es sich um gängige Absorptionsspektroskopiemethoden, z.B. Fourier-transformierte Infrarotspektroskopie (FTIR) 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 bzw. auf einem Temperaturniveau von 240 bis 500 °C in einem Reaktorbett des oder der verwendeten Reaktoren durchgeführt.
Insbesondere kann der Temperaturbereich bei 260 und 400 °C, besonders bevorzugt 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 Paraffin/(h x kg Katalysator), bevorzugt zwischen 0,5 und 5 kg Paraffin/(h x kg
Katalysator), besonders bevorzugt zwischen 0,7 und 3 kg Paraffin/(h c kg Katalysator). Insbesondere in diesem Bereich ist die zuvor erläuterte Einsteilbarkeit der
Produktmolenströme möglich.
Das erfindungsgemäße Verfahren kann insbesondere unter Verwendung eines oder mehrerer, dem Reaktionseinsatz 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 Reaktionseinsatz 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 im Falle der ODH-E auch bei Einbringung von Ethylen als zusätzlichem Feedstrom in den Reaktor, d.h. als Teil des Reaktionseinsatzes, ein starker funktionaler Zusammenhang zwischen dem Produktmolenstromverhältnis von Ethylen und Essigsäure und dem Wasserpartialdruck 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 zu verstärken, falls dies erwünscht sein sollte. Dies führt allerdings dann zu erwartenden höheren
Verlusten zu Kohlenmonoxid und Kohlendioxid. In bestimmten Fällen kann also eine Verfahrensvariante vorteilhaft sein, bei der dem Reaktionseinsatz ferner Ethylen in einer vorgegebenen Menge, insbesondere von 0 bis 50 Molprozent, zugegeben wird. Entsprechendes gilt für andere Olefine.
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 T rennung 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 eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren. Zu weiteren Merkmalen und Vorteilen einer entsprechenden Anlage sei auf den entsprechenden unabhängigen Patentanspruch und die obigen Erläuterungen ausdrücklich 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. Gemäß einer besonders vorteilhaften Ausgestaltung weist die Anlage Mittel auf, die dafür eingerichtet sind, dem Reaktor ein wasserhaltiges Prozessgas zu entnehmen und in dem dem Reaktor entnommenen Prozessgas einen Wasserpartialdruck, insbesondere in Abhängigkeit von einem vorgegebenen Produktverhältnis von der Essigsäure zu dem Ethylen bzw. einer anderen Carbonsäure zu dem entsprechenden Olefin, 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.
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 mit einem Reaktor gemäß einer Ausführungsform der Erfindung.
Figur 2 veranschaulicht Selektivitäten zu Ethylen und Essigsäure.
Figur 3 zeigt Produktmolenstromverhältnisse bezüglich Ethylen und Essigsäure zur Veranschaulichung des Hintergrunds der Erfindung.
Figur 4 zeigt Produktmolenstromverhältnisse bezüglich Ethylen und Essigsäure zur Veranschaulichung des Hintergrunds der Erfindung.
Figur 5 veranschaulicht ein Verfahren, das im Rahmen einer Ausgestaltung der vorliegenden Erfindung zum Einsatz kommen kann.
Figur 6 veranschaulicht Produktselektivitäten im Rahmen eines nicht
erfindungsgemäßen Verfahrens.
Figur 7 veranschaulicht Produktselektivitäten im Rahmen eines nicht
erfindungsgemäßen Verfahrens und im Rahmen eines Verfahrens gemäß einer Ausführungsform der Erfindung. Figur 8 veranschaulicht Reaktortemperaturverläufe im Rahmen eines nicht
erfindungsgemäßen Verfahrens und im Rahmen eines Verfahrens 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. Die Anlage 100 ist dabei nur schematisch angedeutet. 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.
Die Anlage 100 weist einen Reaktor 10 auf, dem im dargestellten Beispiel ein Ethan enthaltendes, auf beliebige Weise gewonnenes Gasgemisch in Form eines Stoffstroms
101 zu geführt wird. Der Stoffstrom 101 kann beispielsweise einer nicht dargestellten Rektifikationseinheit entnommen werden, die höhere Kohlenwasserstoffe aus einem Ausgangsgemisch abtrennt. Der Stoffstrom 101 kann auch beispielsweise vorgewärmt und auf andere Weise aufbereitet werden. Der Stoffstrom 101 kann bereits Sauerstoff und ggf. ein Verdünnungsmittel wie Wasserdampf enthalten, entsprechende Medien können dem Reaktor jedoch auch, wie hier stellvertretend in Form von Stoffströmen
102 und 103 veranschaulicht, stromauf oder in dem Reaktor 10 zugegeben werden.
Der Reaktor 10 weist eine Vielzahl parallel angeordneter Reaktionsrohre 10c auf (nur zum Teil bezeichnet), die durch mehrere, im dargestellten Beispiel drei,
Reaktionszonen 11 , 12, 13 verlaufen, und die von einem Mantelbereich 10d umgeben sind. In den Reaktionsrohren 10c ist in den entsprechenden Reaktionszonen jeweils ein Katalysatorbett 11 a, 12a, 13a vorgesehen (nur an einem Reaktionsrohr 10c veranschaulicht). Ein Ethan sowie Sauerstoff und ggf. ein Verdünnungsmittel enthaltendes Gasgemisch wird Form des Stoffstroms 101 bzw. der kombinierten Stoffströme 101 bis 103 nacheinander durch die Reaktionszonen 1 1 , 12, 13 geführt. Den Reaktionszonen 1 1 , 12, 13 ist eine inerte Zone 14 vorgeschaltet. Die
Reaktionszonen 11 , 12, 13 sind dabei zwischen einer Eintrittsöffnung 10a und einer Austrittsöffnung 10b des Reaktors 10 angeordnet, wobei eine der Reaktionszonen, hier die Reaktionszone 13, die näher an der Austrittsöffnung 10b angeordnet ist als eine andere der Reaktionszonen, hier eine der Reaktionszonen 1 1 und 12, als "zweite" Reaktionszone und eine der anderen Reaktionszonen 11 , 12 als "erste" Reaktionszone bezeichnet wird. Das Katalysatorbett 13a der zweiten der Reaktionszone 13, durch die das Gasgemisch geführt wird, nachdem es zuvor durch die erste Reaktionszone 1 1 , 12 geführt wurde, ist insbesondere mit einer höheren Katalysatorbeladung und/oder Katalysatoraktivität pro Raumeinheit ausgebildet als das Katalysatorbett 11 a, 12a der ersten Reaktionszone 1 1 , 12. Hierdurch kommt es zu den Vorteilen, die auch unter Bezugnahme auf die Figuren 7 und 8 nochmals erläutert werden. Alternativ oder zusätzlich kann auch eine zonal unterschiedliche Temperierung erfolgen.
Aus dem Reaktor 10 strömt ein Prozessgas in Form eines Prozessgasstroms 104 ab, in dem Ethylen enthalten ist, das in dem Reaktor 10 durch ODH eines Teils des Ethans in dem Reaktionseinsatzstrom gebildet wurde. Ferner enthält das Prozessgas
Essigsäure, die ebenfalls bei der ODH in dem Reaktor 10 aus Ethan gebildet wurde, Wasser, Kohlenmonoxid, Kohlendioxid, nicht umgesetzten Sauerstoff, sowie das oder die Verdünnungsmittel und weitere Verbindungen, falls zugegeben oder zuvor in dem Reaktor 10 gebildet. Die Reaktionsrohre 10c werden mittels eines durch den
Mantelbereichs geführten Temperiermittelstroms 105, 106 temperiert. Wie hier nicht veranschaulicht, können hierbei insbesondere mehrere Temperiermittelkreisläufe vorgesehen sein, die die Reaktionsrohre 10c abschnittsweise temperieren bzw. kühlen.
Es versteht sich, dass die Anlage 100 wie veranschaulicht einen, aber auch mehrere, beispielsweise parallel betriebene, Reaktoren 10 aufweisen kann. In letzterem Fall werden diesen Reaktoren 10 jeweils entsprechende Reaktionseinsätze, die gleich oder unterschiedlich zusammengesetzt sein können zugeführt, und es werden jeweils entsprechende Prozessgasströme 104 gebildet. Letztere können beispielsweise vereinigt und gemeinsam als Prozessgasnachfolgenden Verfahrensschritten bzw. Anlagenteilen zugeführt werden. Stromab des Reaktors 10 kann ein Wasserpartialdruck erfasst werden. Dieser kann beispielsweise durch eine Zugabe von Wasser bzw. Dampf zu dem Gasgemisch des Stoffstroms 101 bzw. in Form der Stoffströme 102 oder 103 eingestellt werden. Eine weitere Beeinflussung, insbesondere eine Feineinstellung, kann durch Einstellen der Temperatur in dem Reaktor 100 erfolgen.
Nachfolgende Verfahrensschritte bzw. Anlagenkomponenten sind nicht
veranschaulicht. Das Prozessgas kann in diesen mit Waschwasser oder einer geeigneten wässrigen Lösung in Kontakt gebracht werden, wodurch das Prozessgas insbesondere abgekühlt und Essigsäure aus dem Prozessgas ausgewaschen werden kann. Das zumindest weitgehend von Essigsäure befreite Prozessgas kann weiter aufbereitet und einer Abtrennung von Ethylen unterworfen werden. In dem Prozessgas enthaltendes Ethan kann in den Reaktor 10 zurückgeführt werden.
Figur 2 veranschaulicht in einem entsprechenden Verfahren erhaltene Selektivitäten zu Ethylen und Essigsäure in einem Diagramm, in dem Wasserpartialdrücke in bar (abs.) in einem aus einem Reaktor ausströmenden Prozessgas 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 entsprechendes Verfahren 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 211 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 x h) durchgeführt; im Experiment 56 betrug diese hingegen 1 ,4 kg Ethan/(kg Katalysator c 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 imgf000032_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.
Im Rahmen der vorliegenden Erfindung kann insgesamt trotz erhöhter Umsatzraten im Vergleich zum Betrieb einem einlagigen Katalysatorbett bzw. einem Reaktor mit nur einer entsprechenden Reaktionszone eine Verschiebung der Wertproduktselektivität zu mehr Ethylen erreicht werden. Dies wird bei denselben Dampfverdünnungsraten im Reaktionseinsatz erzielt. Maßnahmen zur Steuerung der zeitlichen Entwicklung der Katalysatoraktivität durch Einstellen eines Wasserpartialdrucks im Reaktionseinsatz oder dem aus einem entsprechenden Reaktor abströmenden Gasgemisch behalten auch bei Verwendung eines mehrlagigen Betts ihre Gültigkeit.
Die gezeigten charakteristischen Selektivitätskurven können somit bei Verwendung eines adäquat ausgestalteten, mehrlagigen Katalysatorbetts bzw. einem Reaktor mit mehreren entsprechender Reaktionszonen parallel hin zu mehr Ethylen verschoben werden. Die Anpassungsmöglichkeiten im Betrieb auf Basis der Steuerung des Wasserpartialdrucks am Reaktoraustritt bleibt somit erhalten.
Die bei Verwendung eines einlagigen Betts beschriebenen Limitierungen in der weiteren wirtschaftlichen Optimierung des Prozesses können somit durch Anwendung einer Prozessführung mit mehrlagigen Betten und gezielter Temperatursteuerung überwunden werden. Die Wirtschaftlichkeit und die Vermarktungsfähigkeit der ODH-E Technologie verbessern sich somit spürbar. In Figur 7 sind, vergleichbar mit Figur 6, Werte zur Selektivität (S) für Ethylen (C2H4), Essigsäure (AcOH), Kohlenmonoxid (CO), Kohlendioxid (C02) und restliche
Verbindungen (Rest, aufgrund geringer Werte auch nicht sichtbar) dargestellt, jedoch für den Fall A eines herkömmlichen Reaktors mit einlagigem Katalysatorbett und für den Fall B eines mehrlagigen Katalysatorbetts, in diesem Fall für einen Reaktor mit drei Reaktionszonen, die ansteigende Katalysatoraktivitäten bzw. Katalysatorgehalte pro Raumeinheit aufweisen. Die Ordinate zeigt auch hier die Werte bezüglich der
Selektivitäten. Es wurde jeweils identische Zusammensetzungen des
Reaktionseinsatzes und identische Massenströme verwendet.
In beiden Fällen A und B konnte keine nennenswerte Steigerung des Umsatzes durch weitere Temperaturerhöhung erreicht werden, ohne dass ein erhöhtes Risiko eines thermischen Durchgehens bzw. eine deutlich erhöhte Bildung von Kohlenstoffoxiden auftritt. Bei Verwendung eines dreilagigen Betts bzw. dreier entsprechender
Reaktionszonen kann jedoch eine um 15 K höhere Mindesttemperatur in den jeweiligen Katalysatorzonen eingestellt werden, wodurch gemäß Fall B gegenüber Fall A eine deutliche Erhöhung von Umsatz und Ethylenselektivität erzielt werden kann. Die damit verbundenen Wertproduktverluste hin zu Kohlenstoffoxiden sind gering.
In 100% aller drei Reaktionszonen bzw. ihrer Katalysatorbetten wurden dabei
Prozesstemperaturen auf der Mittelachse von mindestens 318,5°C eingehalten. In 100% der letzten zwei Reaktionszonen in Richtung des Reaktoraustritts (Fall B) werden sogar Prozesstemperaturen auf der Mittelachse von mindestens 327°C eingehalten. Im Vergleich dazu liegt die Mindesttemperatur im gesamten einlagigen Bett (Fall A) bei 303, 5°C, am Ende des Katalysatorbetts bei 310°C.
In Figur 8 sind entsprechende Temperaturverläufe durch einen Reaktor 10 nochmals für die auch hier mit A und B bezeichneten Fälle veranschaulicht, wobei auf der Abszisse eine Reaktorlänge in mm und auf der Ordinate eine Temperatur in °C angegeben ist. Die auch hier mit 1 1 , 12 und 13 bezeichneten Reaktionszonen sind nur in Fall B vorhanden. In Fall A ist anstelle der drei mit 1 1 , 12 und 13 bezeichneten Reaktionszonen nur eine Reaktionszone vorhanden. In beiden Fällen liegt stromauf der Reaktionszone bzw. Reaktionszonen eine inerte Zone 14 vor. Ebenfalls
veranschaulicht sind mit A' und B' bezeichnete Kühlmittel (Flüssigsalz- )Temperaturen.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren, bei dem ein oder mehrerer Paraffine einer oxidativen Dehydrierung unterworfen wird oder werden, dadurch gekennzeichnet, dass für die oxidative Dehydrierung ein Reaktor (10) mit mehreren Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) verwendet wird, dass ein Gasgemisch mit dem einen oder den mehreren
Paraffinen nacheinander durch die Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) geführt wird, und dass zumindest zwei der mehreren Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) einen Katalysator vom gleichen Katalysatortyp aufweisen und/oder einer Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang unterworfen werden.
2. Verfahren nach Anspruch 1 , bei dem in einer zweiten der Reaktionszonen (13), durch die das Gasgemisch geführt wird, nachdem es zuvor durch eine erste der Reaktionszonen (11 , 12) geführt wurde, mit einer höheren Katalysatorbeladung und/oder mit einer höheren Katalysatoraktivität pro Raumeinheit ausgebildet wird als die erste Reaktionszone (11 , 12).
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder Anspruch 2, bei dem eine minimale und eine maximale Reaktionstemperatur vorgegeben werden und bei dem die
Temperaturbeeinflussung in den Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) derart
vorgenommen wird, dass in keiner der Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) an jeweils einer vorgegebenen Position die maximale Reaktionstemperatur überschritten und die minimale Reaktionstemperatur unterschritten wird.
4. Verfahren nach Anspruch 3, bei dem ein Reaktor (10) verwendet wird, der eine Anzahl zumindest teilweise parallel verlaufender Reaktionsrohre (10c) aufweist, wobei die vorgegebene Position auf der Mittelachse zumindest eines der mehreren Reaktionsrohre (10c) liegt.
5. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, das derart durchgeführt wird, dass in mindestens 30% einer jeden der Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) die maximale Reaktionstemperatur nicht überschritten und die minimale
Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird.
6. Verfahren nach Anspruch 5, das derart durchgeführt wird, dass in der zweiten Reaktionszone (13) die maximale Reaktionstemperatur einem höheren
Prozentanteil nicht überschritten und die minimale Reaktionstemperatur nicht unterschritten wird als in der ersten Reaktionszone (1 1 , 12).
7. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem der Reaktor (10) wenigstens eine weitere Reaktionszone (1 1 ) aufweist, durch die das Gasgemisch geführt wird, bevor es durch die erste Reaktionszone (12) und die zweite
Reaktionszone (13) geführt wird.
8. Verfahren nach Anspruch 7, bei dem das Katalysatorbett (13a) der zweiten
Reaktionszone (13) mit einer höheren Katalysatorbeladung und/oder
Katalysatoraktivität pro Raumeinheit als das Katalysatorbett (1 1a) der weiteren Reaktionszone (1 1 , 12) ausgebildet wird.
9. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem
Katalysatorbetten (1 1a, 12a, 13a) der Reaktionszonen (11 , 12, 13) jeweils einen Anteil an aktivem Katalysator von mindestens 0,1 Gewichtsprozent aufweisen.
10. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem die
Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) mittels eines oder mehrerer
Temperiermittelströme (105, 106) temperiert werden.
1 1. Verfahren nach Anspruch 10, bei dem ein Kühlsystem mit mehreren
Temperiermittelströmen (105, 106) bereitgestellt wird, wobei zumindest einer der mehreren Temperiermittelströme (105, 106) zur Kühlung nur einer oder nur eines Teils der Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) verwendet wird.
12. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche 1 , wobei dem Reaktor (10) ein wasserhaltiges Prozessgas entnommen wird und wobei das Verfahren umfasst, in dem dem Reaktor (10) entnommenen Prozessgas einen Wasserpartialdruck auf einen Wert in einem Bereich zwischen 0,5 und 5 bar (abs.) einzustellen.
13. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, bei dem die Anzahl von
Kohlenstoffatomen des Olefins, der Carbonsäure und des Paraffins zwei ist.
14. Anlage (100) zur Herstellung eines oder mehrerer Olefine und einer oder mehrerer Carbonsäuren, die dafür eingerichtet ist, ein oder mehrere Paraffine mit der Anzahl von Kohlenstoffatomen einer oxidativen Dehydrierung zu unterwerfen, dadurch gekennzeichnet, dass die Anlage (100) für die oxidative Dehydrierung einen
Reaktor (10) aufweist, der mehrere Reaktionszonen (11 , 12, 13) aufweist, dass Mittel bereitgestellt sind, die dafür eingerichtet sind, ein Gasgemisch mit dem einen oder den mehreren Paraffinen nacheinander durch die Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) zu führen, dass zumindest zwei der mehreren Reaktionszonen (11 , 12, 13) einen Katalysator vom gleichen Katalysatortyp aufweisen, und/oder dass Mittel bereitgestellt sind, die dafür eingerichtet sind, die zumindest zwei Reaktionszonen (1 1 , 12, 13) einer Temperaturbeeinflussung in unterschiedlichem Umfang zu unterwerfen.
15. Anlage (100) nach Anspruch 14, die Mittel aufweist, die dafür eingerichtet sind, dem Reaktor (10) ein wasserhaltiges Prozessgas zu entnehmen und in dem dem Reaktor (10) entnommenen 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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