DE69601625T2

DE69601625T2 - Verfahren und verwendung eines reaktors für die hetrogene exotherme synthese von formaldehyd

Info

Publication number: DE69601625T2
Application number: DE69601625T
Authority: DE
Inventors: Giancarlo Sioli
Original assignee: Floriall Holdings Ltd
Current assignee: Casale SA
Priority date: 1995-04-11
Filing date: 1996-04-09
Publication date: 1999-10-14
Anticipated expiration: 2016-04-10
Also published as: PL322720A1; DK0823863T3; EP0823863B1; RU2150995C1; AU712231B2; AU5686696A; CN1184436A; CN1101256C; TR199600305A1; DE69601625D1; US5959154A; WO1996032189A1; UA48177C2; HUP9802256A2; EP0823863A1; ATE177023T1; CA2217347A1; MX9707817A; RO117676B1; CA2217347C

Description

Gebiet der Erfindung

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd mit überschüssigem Sauerstoff, insbesondere in Synthesereaktoren, die eine Vielzahl von adiabatischen Katalysatorbetten, die in Serie verbunden sind, aufweisen, wobei das Verfahren die Stufen umfaßt:
- Zuführen der gasförmigen Reagentien, die Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff umfassen, zu einem ersten der Katalysatorbetten;
- Durchfließenlassen der gasförmigen Reagentien durch die Katalysatorbetten, um das Methanol einer partiellen Oxidation zu unterwerfen.
Die vorliegende Erfindung betrifft auch einen Reaktor zur heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd.
In der nachfolgenden Beschreibung und den daran anschließenden Ansprüchen soll der Ausdruck "adiabatisches Katalysatorbett" ein Bett bedeuten, das den Katalysator enthält, und in dem die Synthesereaktion bei einem im wesentlichen konstanten Druck ohne Wärmeabgabe erfolgt.
Auf dem Gebiet der heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd besteht ein zunehmendes Bedürfnis, einerseits die Produktionskapazität des Synthesereaktors zu erhöhen und andererseits die Explosionsrisiken der gasförmigen Reagentien, die Methanol und überschüssigen Sauerstoff umfassen, zu verringern, während gleichzeitig der Energieverbrauch und die Investitions- und Wartungskosten niedrig gehalten werden.

Stand der Technik

Um den vorstehenden genannten Erfordernissen zu entsprechen wurde in steigenden Maße mit Röhrenreaktoren gearbeitet, bei denen die Wärmeabgabe durch Hindurchleiten einer Kühlflüssigkeit, die außerhalb der Röhren zirkuliert, durchgeführt wurde.
Dieser Reaktortyp, der aus einer Vielzahl von Röhren mit kleinem Durchmesser, die mit einem Katalysator gefüllt sind, besteht, ist sehr kompliziert zu bauen und besitzt eine begrenzte Produktionskapazität.
In der zweiten Hälfte der 1980-igen Jahre wurde vom Boreskov Institute of Catalysis, Novosibirsk, Rußland, ein Formaldehydsyntheseverfahren vorgeschlagen, nach dem die gasförmigen, Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff umfassenden Reaktionsteilnehmern in einer Vielzahl adiabatischer katalytischer Betten, die in Serie verbunden sind, umgesetzt werden.
Die gasförmigen Reagentien laufen durch die katalytischen Betten in einer axialen Strömung. Zwischen dem Auslaß aus einem Bett und dem Einlaß zum nachfolgenden Bett wird der Gasstrom durch Wärmeaustausch in geeigneten Wärmeaustauschern geeignet abgekühlt.
Das vorstehend genannte Verfahren erlaubt die Verwendung von großen Reaktoren und besitzt eine Produktionskapazität, die höher ist als die, die mit konventionellen Röhrenreaktoren erhalten wird, weil es möglich ist, den Reaktionsraum und die Strömungsgeschwindigkeit der gasförmigen Reagentien zu erhöhen, und es möglich ist, die Selektivität der Oxidation des Methanols zu verbessern.
Obgleich sich diese Lösung einerseits im Vergleich zu Röhrenreaktoren als vorteilhaft erwiesen hat, bleibt andererseits die Produktionskapazität des Synthesereaktors durch die Konzentration an Methanol, das in den gasförmigen Reagentien, die in den Reaktor eintreten, enthalten ist, weiterhin begrenzt.
Es ist bekannt, daß diese Konzentration unterhalb eines bestimmten Wertes gehalten werden muß, der, abhängig von der Sauerstoffkonzentration, die zwischen 5 und 21 Volumenprozent variieren kann, im allgemeinen 6 bis 9 Volumenprozent nicht übersteigt, um die mögliche Bildung von explosiven und mit dem Sauerstoff entzündbaren Mischungen zu vermeiden.
Eine relativ geringe Konzentration an Methanol ist außerdem zur Begrenzung der Amplitude der Temperaturveränderungen in der Katalysatormasse bevorzugt. Bei Temperaturen oberhalb von 300ºC besteht tatsächlich das Risiko einer Verschlechterung des Katalysators, wodurch seine Gebrauchsdauer verringert wird und ein drastisches Ansteigen unerwünschter Sekundärreaktionen, die zu einem direkten Abbau des Methanols oder des gebildeten Formaldehyds führen, bewirkt wird.
Außerdem sind mit der Ausführungsform eines großen Synthesereaktors mit hohen Gasströmungsgeschwindigkeiten des vom Boreskov Institute of Catalysis entwickelten Typs beträchtliche technische Schwierigkeiten, hohe Investitionskosten und ein hoher Energieverbrauch verbunden.
Zur exothermen Synthese von Verbindungen, wie z. B. Ammoniak oder Methanol, sind adiabatische Reaktoren vom Radial- oder Axial/Radial-Typ bekannt. Siehe z. B. die GB-A-2122102 oder die JP-A-60110328.

Zusammenfassung der Erfindung

Die der vorliegenden Erfindung zugrundeliegende Aufgabenstellung ist es, die Produktionskapazität von Formaldehyd-Synthese reaktoren zu erhöhen bei einer gleichzeitigen Verringerung der Explosionsrisiken der gasförmigen Reagentien, die Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff enthalten, wobei gleichzeitig der Energieverbrauch und die Investitions- und Wartungskosten niedrig gehalten werden können.
Diese Aufgabenstellung wird durch ein Verfahren des vorstehend genannten Art gelöst, das dadurch gekennzeichnet ist, daß es die Stufe umfaßt: Durchfließenlassen der gasförmigen Reagentien durch mindestens eines der Katalysatorbetten mit im wesentlichen radialer Strömung, und vorzugsweise mit zentripetaler Strömung.
Die Synthesegasströmung, die im wesentlichen radial fließt, erlaubt eine gleichmäßige Verteilung des Gases, das auf das Katalysatorbett auftrifft, und dies ist ein wichtiges Merkmal, um eine gleichmäßige Verteilung der Temperatur sicherzustellen, und damit einer hohe Selektivität der Umwandlung von Methanol in Formaldehyd bei einer optimalen Ausnutzung der Katalysatormasse.
Auf diese Weise ist es möglich, eine beträchtliche Erhöhung der Produktionskapazität des Reaktors zu erhalten, ohne die Methanol-Anfangskonzentration im Synthesegas und damit das Explosionsrisiko der Methanol/Sauerstoff-Mischung zu erhöhen.
Aufgrund der radialen Strömung der gasförmigen Reagentien durch die Katalysatorbetten ist es außerdem möglich, das Innenvolumen des Reaktors auf die beste Weise auszunutzen, und dies hilft den Reaktionsraum und damit die Produktionskapazität zu erhöhen.
Der Aufbau des Reaktors, der sich aus diesem Verfahren ergibt, besitzt außerdem den Vorteil, daß er im Vergleich zu einem Re aktor, der sich aus dem Verfahren nach dem Stand der Technik ergibt, technisch einfacher und kompakter ist.
Gemäß einem weiteren erfindungsgemäßen Aspekt ermöglicht das Verfahren das Kühlen von mindestens einem Teil einer heißen Gasströmung, die aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommt, durch Wärmeaustausch in einem Wärmeaustauscher, der im Zentrum des Reaktors angeordnet ist und entlang einer Längsachse davon verläuft.
Auf diese Weise ist es möglich, die Ausnutzung des inneren Volumens des Reaktors zu optimieren, wodurch die Räume zwischen aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten auf ein Minimum reduziert werden können. Dadurch wird der Reaktionsraum im Innern des Synthesereaktors und damit seine Produktionskapazität weiter erhöht, und gleichzeitig kann der Aufbau des Reaktors noch kompakter und einfacher gemacht werden.
In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens wird der dem Synthesereaktor zugeführte Sauerstoff in mindestens zwei Anteile aufgeteilt, von denen jeder an verschiedene Katalysatorbetten geführt wird.
Zweckmäßigerweise umfaßt das erfindungsgemäße Verfahren auch die Stufe des Injizierens eines gasförmigen oder flüssigen Sauerstoff umfassenden Stromes in die Gasströmung, die aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommt.
Die intermediäre Zufuhr von Sauerstoff in die Gasströmung, die den Reaktor durchströmt, erlaubt es, einen doppelten Vorteil zu erreichen.
Einerseits ist es möglich, die Sauerstoffkonzentration in der Reaktionsgasströmung, die dem ersten Katalysatorbett zugeführt wird, zu verringern, um eine Erhöhung der anfänglichen Metha nolkonzentration zu ermöglichen, wobei die Mischung der zwei Reagentien unterhalb der Explosionsgrenze bleibt.
Andererseits ermöglicht es der den Katalysatorbetten portionsweise zugeführte Sauerstoff den Katalysator konstant im oxidierten Zustand zu halten, damit er vor möglichen Aktivitätsverlusten geschützt wird. Dieses Phänomen tritt im allgemeinen bei der Endstufe der Oxidationsreaktion auf, wenn die Sauerstoffkonzentration unterhalb eines bestimmten Schwellenwertes fällt, wie z. B. 3 bis 4 Volumenprozent.
Vorteilhafterweise umfaßt das erfindungsgemäße Verfahren zusätzlich die Stufe, nach der man mindestens einen Teil des aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommenden Gasstrom vom Reaktor abzieht.
Auf diese Weise ist es möglich, einen gasförmigen Formaldehydstrom zu erhalten, der aus dem Auslaß des Synthesereaktors im wesentlichen frei von Methanol kommt und für den direkten Einsatz für die gewünschte Verwendung, z. B. zur Harzherstellung, geeignet ist, und einen oder mehrere intermediäre Gasströme, die Formaldehyd und Methanol umfassen, und zur direkten Herstellung wässeriger Formaldehydlösungen geeignet sind, in denen das Methanol in Konzentrationen von 7 bis 12% als Polymerisationsinhibitor wirkt.
Die Merkmale und Vorteile der vorliegenden Erfindung ergeben sich aus der nachfolgend beispielhaft unter Bezugnahme auf die anliegenden Zeichnungen als nicht einschränkendes Beispiel angegebenen Beschreibung einer Ausführungsform.

Kurze Beschreibung der Zeichnungen

In den Zeichnungen bedeuten:
Fig. 1 eine Darstellung im Längsschnitt eines Reaktors zur heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens;
Fig. 2 eine Darstellung im Längsschnitt einer alternativen Ausführungsform des Reaktors der Fig. 1.
Detaillierte Beschreibung bevorzugter Ausführungsformen In den Fig. 1 und 2 bedeutet das Bezugszeichen 1 einen Reaktor für die heterogene exotherme Synthese von Formaldehyd bei niedrigem Druck (1 bis 3 bar absolut) und hoher Temperatur (200 bis 350ºC).
Der Reaktor 1 umfaßt ein vertikales röhrenförmiges Gehäuse 2, das an seinen Enden mit Öffnungen 3 bzw. 4 für den Einlaß der geeignet vorerhitzten gasförmigen Reagentien und den Auslaß der Reaktionsprodukte ausgestattet ist.
Die Reagentien laufen durch den Reaktor 1 in Gasphase, die Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff umfaßt.
Im Gehäuse 2 werden gegenseitig beabstandet eine Vielzahl von übereinander angeordneten Katalysatorbetten 5a bis 5e, die eine ringförmige Gestalt besitzen, gehalten, und im Zentrum des Reaktors 1 ist ein Wärmeaustauscher 6 angeordnet, der entlang seiner Längsachse verläuft.
Die Katalysatorbetten 5a bis 5e sind mit körnigem Katalysator auf der Basis Fe-Mo, z. B. aus Eisen(III)-Molybdat, gegebenenfalls mit Zusätzen von Elementen wie z. B. Mn, Cr, Ti oder Co, gefüllt.
Die Katalysatorbetten 5a bis 5e weisen gegenüberliegend angeordnete gasdurchlässige Seitenwände 7 und 8 auf, die unten und oben durch einen ringförmigen Boden 9, der gegenüber dem Gas undurchlässig ist, bzw. einen ringförmigen Deckel 10, der gegenüber dem Gas undurchlässig ist, begrenzt werden.
Nach dem erfindungsgemäßen Verfahren werden die gasförmigen Reagentien, die Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff umfassen, durch mindestens eines der Katalysatorbetten 5a bis 5e in einer im wesentlichen radialen Strömung geführt.
Auf diese Weise trifft die Gasströmung gleichmäßig auf die in den Betten enthaltende Katalysatormasse auf, wodurch eine gleichmäßige Temperaturverteilung erhalten wird, und damit eine hohe Selektivität der Umwandlung von Methanol zu Formaldehyd, und eine optimale Ausnutzung der Katalysatormasse, mit dem Vorteil, daß eine Erhöhung der Produktionskapazität des Synthesereaktors erhalten wird.
In einer weiteren Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens, die nicht dargestellt ist, kann die durch die Katalysatorbetten strömende Gasströmung eine axial-radiale Strömung sein. In diesem Fall wird der Deckel 10 der Katalysatorbetten 5a bis 5e nicht gebraucht oder wird gasdurchlässig ausgebildet.
Der Boden 9 verläuft an einem Ende der inneren Wand des Gehäuses 2, mit dem er einen Hohlraum 11 für den Gaseinlaß zu den Katalysatorbetten 5a bis 5e definiert.
In einigen der Katalysatorbetten 5a bis 5d, z. B. dem Katalysatorbett 5e, verläuft der Boden auch zu einem ringförmigen Prallblech 12, das zwischen dem Katalysatorbett 5b und dem Wärmeaustauscher 6 angeordnet ist. Auf diese Weise wird ein Hohlraum 13 für den Auslaß des Gases aus dem Katalysatorbett 5b definiert, der über die Öffnung 14 in Fluidkommunikation mit dem Wärmeaustauscher und dem Hohlraum 11 für den Gaseinlaß des nachfolgenden Katalysatorbetts 5c steht.
Am Auslaß des Katalysatorbetts 5e ist eine Kammer 15 zum Sammeln der Reaktionsprodukte vorgesehen, die zum Austragen der Reaktionsprodukte aus dem Reaktor 1 in Fluidkommunikation mit der Öffnung 4 steht.
Dank dieser besonderen Konfiguration des Reaktors ist es möglich, das erfindungsgemäße Verfahren in einer Stufe durchzuführen, in der das Synthesegas durch die Katalysatorbetten 5a bis 5e in einer im wesentlichen radialen Strömung zentripentaler Art von der Außenseite gegen die Innenseite des Reaktors 1 geführt wird.
Das zum Reaktor 1 durch die Öffnung 3 des Gaseinlasses zugegebene Synthesegas fließt in einen ersten Hohlraum 11 und durchquert das erste Katalysatorbett 5a radial, um sich dann im Hohlraum 12 zu sammeln, von dem es - über die Öffnung 14 - zum Hohlraum 11 für den Gaseinlaß in das nachfolgende Katalysatorbett 5b geführt wird. Das Synthesegas strömt auf ähnliche Weise durch die verbleibenden Katalysatorbetten 5b bis 5e und wird dann in der Kammer 15 gesammelt und verläßt den Reaktor 1 über die Öffnung 4 des Gasauslasses.
Die Oxidation von Methanol wird in den Katalysatorbetten 5a bis 5e durch hintereinanderfolgende in Serie geschaltete Stufen durchgeführt, wobei in jeder dieser Stufen der Umwandlungsgrad auf Werte begrenzt ist, die vorzugsweise nicht höher als 25% der Gesamtmenge des dem Synthesereaktor 1 zugeführten Methanols sind.
Diese Steuerung des Umwandlungsgrades von Methanol in den einzelnen Katalysatorbetten wird auf vorteilhafte Weise durch eine geeignete Begrenzung des Katalysatorvolumens jedes Bettes erhalten.
Die Synthesereaktion in den Katalysatorbetten 5a bis 5e findet unter adiabatischen Bedingungen ohne Abfuhr der während des Hindurchlaufens der gasförmigen Reagentien durch die Katalysatormasse gebildeten Wärme statt. Durch die Reaktionswärme wird dann die Temperatur des Synthesegas, das aus jedem der Katalysatorbetten 5a bis 5e strömt, erhöht.
Der Temperaturanstieg der gasförmigen Mischung im Katalysatorbett ist proportional zur Menge des oxidierten Methanols, die innerhalb solcher Werte gehalten wird, die im Katalysatorbett nicht die Entwicklung übermäßig hoher Temperaturen verursachen, z. B. von höher als 330 bis 350ºC, was für einen guten Verlauf der Umwandlungsreaktion von Methanol in Formaldehyd und für die Gebrauchsdauer des Katalysator schädlich wäre.
Zwischen einem Katalysatorbett 5a bis 5d und dem nächsten 5b bis 5e werden die gasförmigen Reagentien durch den Wärmeaustauscher 6 auf der Gehäuseseite geführt und mittels Wärmeaustausch auf eine solche Temperatur abgekühlt, daß die Oxidationsreaktion wieder spontan verlaufen kann, wenn das Gas, das Methanol und Sauerstoff umfaßt, in Kontakt mit dem Katalysator der nachfolgenden Betten 5b bis 5e kommt, wobei diese Temperatur im allgemeinen zwischen 200 und 250ºC liegt.
Der Wärmeaustauscher 6 ist vorzugsweise ein solcher vom Rohrbündel-Typ, der eine Vielzahl von Röhren 16 aufweist, die durch zwei an ihren Enden angeordnete Röhrenplatten 17 fixiert werden.
Die Kühlflüssigkeit, die die Reaktionswärme ableitet, wird in den Reaktor 1 über den Einlaßkanal 19, der in Fluidkommunikation mit der unteren Röhrenplatte 17 steht, eingeführt, und wird dann intern zu den Röhren 16 geführt, um dann aus dem Reaktor 1 geeignet erhitzt über den Auslaßkanal 18, der in Fluid kommunikation mit der oberen Röhrenplatte 17 steht, auszutreten.
Die Kühlflüssigkeit besteht im allgemeinen aus einem diathermen mineralischen oder synthetischen Öl, einer Mischung aus geschmolzenen Salzen, einer verdampfenden Flüssigkeit, wie z. B. Dowtherm, oder einem Gas. Vorzugsweise wird überhitztes oder verdampfendes Wasser verwendet, um einen Dampf zu erzeugen, der in einer industriellen Anlage verwendet werden kann.
Durch Ausstatten des Rohrbündels mit Röhren 16 der sogenannten Rippenrohr-Art können die Ausmaße des Wärmeaustauschers 6 beträchtlich verringert werden, wodurch der Vorteil eines größeren Reaktionsraumes und damit einer Erhöhung der Produktionskapazität des Synthesereaktors erreicht wird.
Der aus dem letzten Katalysatorbett 5e kommende Gasstrom wird nicht abgekühlt, sondern mit seiner Maximaltemperatur für das Vorerwärmen des frischen in das erste Katalysatorbett 5a einzuleitenden Gases bereitgestellt. Der Wärmeaustausch zwischen dem heißen Gasstrom und den kalten gasförmigen Reagentien kann in einem bekannten Wärmeaustauscher oder Vorerhitzer, der deshalb nicht dargestellt wird, erfolgen, der außerhalb oder innerhalb des Gehäuses 2 angeordnet ist.
Als Alternative kann innerhalb des Reaktors ein einziger Wärmeaustauscher 6 angeordnet sein, der sich zentral über alle Katalysatorbetten 5a bis 5e zum Abkühlen des heißen Gasstroms, der daraus austritt, erstreckt.
In einer anderen alternativen Ausführungsform (nicht dargestellt) kann der Wärmeaustauscher außerhalb des Gehäuses 2 angeordnet sein. In diesem Fall ist die Synthesegasströmung durch die Katalysatorbetten vorzugsweise eine radiale, von innen nach außen gerichtete Strömung.
Vorteilhafterweise weist der Reaktor 1 einen Verteiler (nicht dargestellt) für einen gasförmigen oder flüssigen Strom, der Sauerstoff umfaßt, auf, und im Gehäuse 2 zwischen mindestens zwei aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten 5a bis 5e gehalten wird.
Diese Verteiler sind zwischen aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten in der Nähe des Hohlraums 11 für den Gaseinlaß angeordnet.
Auf diese Weise ist es möglich, das erfindungsgemäße Verfahren mit der weiteren Stufe einer Anreicherung des durch den Reaktor 1 fließenden Gasstromes mit einem Sauerstoff, z. B. Luft, umfassenden Dampf durchzuführen. Auf diese Weise ist ein optimales Zudosieren des Sauerstoffs in den den Reaktor 1 durchlaufenden Gasstrom möglich, wodurch es möglich wird, sowohl die Gesamtmenge an dem Reaktor zugeführten Methanol als auch die Anfangskonzentration an Methanol in dem dem ersten Katalysatorbett zugeführten Synthesegas zu erhöhen. Zusätzlich wird eine konstante Oxidation des in den Katalysatorbetten 5a bis 5e enthaltenen Katalysators erhalten.
Der dem Synthesegas in gasförmiger Form zugeführte Sauerstoff weist vorzugsweise eine Temperatur zwischen 0 und 250ºC auf.
Der Sauerstoff wird dem Synthesegas vorzugsweise in flüssiger Form zugeführt, mit der Hilfsfunktion einer Entfernung von Wärme aus dem heißen Gasstrom, der aus dem Katalysatorbett kommt, um diesen abzukühlen.
Ein solches Abkühlen ermöglicht eine Verringerung oder sogar eine Weglassung des Wärmeaustauschers 6.
Vorzugsweise wird das Sauerstoff umfassende Fluid am Einlaß zum vorletzten Katalysatorbett 5d und/oder am Einlaß zum letzten Katalysatorbett 5e zugeführt.
Die Zahl und Anordnung der Verteiler im Gehäuse 2 kann in jedem Fall, abhängig von den spezifischen Erfordernissen des Synthesereaktors, frei gewählt werden.
Fig. 2 zeigt eine bevorzugte Ausführungsform des Reaktors der Fig. 1.
Nach dieser Ausführungsform ist zwischen mindestens zwei aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten eine Einrichtung zum Abziehen eines Teils des die Katalysatorbetten durchströmenden und Formaldehyd und Methanol umfassenden Gasstromes vorgesehen.
Im Beispiel der Fig. 2 umfaßt diese Einrichtung eine Leitung 20 für den Gasauslaß, die im Gehäuse 2 zwischen den Katalysatorbetten 5d und 5e vorgesehen ist.
Auf diese Weise ist es möglich, das erfindungsgemäße Verfahren mit der zusätzlichen Stufe durchzuführen, bei der Formaldehyd fortlaufend, so wie er in den Katalysatorbetten 5a bis 5e gebildet wird, abgezogen wird.
Dank dieser Stufe des erfindungsgemäßen Verfahrens ist es möglich, einen aus dem Synthesereaktor 1 kommenden Gasstrom zu erhalten, der im wesentlichen frei ist von Methanol, und Gasströme, die aus intermediären Zonen des Reaktors kommen, die Formaldehyd und Methanol umfassen, und zur direkten Herstellung von stabilisierten wässerigen Formaldehydlösungen geeignet sind.
Vorteilhafterweise wird die Stufe des Zuführens eines Sauerstoff umfassenden Stromes und die Stufe des intermediären Ab ziehens eines Formaldehyd umfassenden Stromes innerhalb des gleichen Synthesereaktors stromabwärts von einem oder mehreren Katalysatorbetten durchgeführt.
Gemäß einer weiteren Ausführungsform des Reaktors wird ein Teil des Gasstromes, der aus einem Katalysatorbett 5a bis 5d kommt, vorteilhafterweise über eine Bypass-Leitung (nicht dargestellt) direkt in das nachfolgende Katalysatorbett 5b bis 5e geführt, ohne durch den Wärmeaustauscher 6 zu strömen.
Auf diese Weise ist es möglich, die Temperatur des Gasstromes, der dem nachfolgenden Katalysatorbett 5b bis 5e zugeführt wird, auf kontrollierte Weise zu beeinflussen.
Der in den Beispielen der Fig. 1 und 2 dargestellte Reaktor mit einer Vielzahl radialer Katalysatorbetten und einem einzigen zentralen Wärmeaustauscher erlaubt es vorteilhafterweise, gleichzeitig eine sehr kompakte und technisch einfache Struktur zu erhalten, die sehr wirtschaftlich ist, und mit einer optimalen Ausnutzung des inneren Volumens des Reaktors mit dem Vorteil einer Vergrößerung des Reaktionsraumes und damit der Produktionskapazität.
Zusätzlich erlaubt die Unterteilung des Reaktionsraumes in eine Vielzahl adiabatischer Katalysatorbetten, die in Serie verbunden sind, eine optimale Kontrolle des Verlaufes der Oxidationsreaktion des Methanols, wodurch eine Minimierung des Auftretens unerwünschter sekundärer Reaktionen und eine Erhöhung der Gebrauchsdauer des Katalysators ermöglicht werden.
Durch Veränderung der Zahl der Katalysatorbetten, die im Reaktor der Fig. 2 angeordnet sind, und des Volumens des darin enthaltenen Katalysators ist es möglich, die Reaktion, während sie stattfindet, so zu steuern, um z. B. die Umwandlung des Methanols sogar dann zu fördern, wenn eine verringerte Konzentration der Reagentien dazu tendiert, sie zu verlangsamen.
Die Zahl der Katalysatorbetten liegt vorteilhafterweise im allgemeinen zwischen 4 und 10. Besonders zufriedenstellende Ergebnisse wurden mit Reaktoren mit 5 bis 6 Katalysatorbetten erhalten.
Es wurde insbesondere gefunden, daß es mit einem Reaktor mit 5 Katalysatorbetten des in den Figuren beispielhaft dargestellten Typs möglich ist, den Umwandlungsgrad des Methanols in jedem Katalysatorbett auf ca. 20% der Gesamtmenge an dem Synthesereaktor zugeführten Methanol zu begrenzen. Auf diese Weise ist es möglich, in den Betten eine optimale Reaktionstempertur zwischen 220 und 310ºC zu erreichen, die geringer ist als die, die z. B. in einem Reaktor mit vier Katalysatorbetten vorhanden ist, wo der Umwandlungsgrad in jedem Bett ca. 25% beträgt, wodurch eine Erhöhung der Selektivität und damit der Produktionskapazität des Reaktors erzielt wird.
Schließlich haben sich dank des besonders einfachen und kompakten Struktur des Reaktors die Wartungsarbeiten und das Einbringen und Entfernen der Katalysatormasse als im Vergleich zum Stand der Technik wesentlich einfacher und schneller erwiesen.
Die folgenden Beispiele geben zum Zwecke der Veranschaulichung, ohne beschränkend zu sein, einen Vergleich der Produktionskapazität, die mit einigen der vorstehend beschriebenen Ausführungsformen des Reaktors und einem Reaktor gemäß dem Stand der Technik erhalten wurden.

Beispiel 1

Die Produktionskapazität eines Reaktors mit radialen Katalysa torbetten wird mit der Produktionskapazität eines konventionellen Reaktors mit axialen Katalysatorbetten verglichen.
Innerhalb der zwei getesteten Reaktoren sind gegenseitig beabstandet vier adiabatische Katalysatorbetten angebracht.
Die Katalysatorbetten haben die folgenden Ausmaßen:
- Katalysatorvolumen des ersten Bettes 1300 l
- Katalysatorvolumen des zweiten Bettes 1400 l
- Katalysatorvolumen des dritten Bettes 1600 l
- Katalysatorvolumen des vierten Bettes 2800 l
Die Betriebsbedingungen des Reaktors waren die folgenden:
- Mittlerer Druck 1,3 ata
- Temperatur beim Katalysatorbetteinlaß 230ºC
- Temperatur beim Katalysatorbettauslaß 330ºC
- Methanolkonzentration 6,5 Vol.-%
- Sauerstoffkonzentration 8,0 Vol.-%
Die Gesamtmenge an den beiden Reaktoren zugeführtem Methanol ist äquivalent mit der Menge an Methanol, das dem ersten Katalysatorbett zugeführt wird, und die 3130 kg/Stunde beträgt.
Das Methanol wird den Reaktoren in Gasphase zugeführt und durchläuft die Katalysatorbetten im Falle des konventionellen Reaktors mit axialer Strömung, und im Falle des erfindungsgemäßen Reaktors mit radialer Strömung.
Die Menge an in den zwei Reaktoren gebildetem Formaldehyd ist nachfolgend angegeben.
- Konventioneller Reaktor 2720 kg/Stunde
- Reaktor mit radialen Katalysatorbetten 2780 kg/Stunde
Die Ausmaße des Reaktors sind die folgenden:
- Konventioneller Reaktor
Innendurchmesser des Gehäuses: 3,0 m
Gesamthöhe des Reaktors: 20,0 m
- Reaktor mit radialen Katalysatorbetten
Innendurchmesser des Gehäuses: 2,6 m
Gesamthöhe des Reaktors: 8,0 m
Ein Anstieg von 60 kg/Stunde an durch den Reaktor mit radialen Katalysatorbetten gebildetem Ammoniak entspricht einer Erhöhung der Produktionskapazität von 2%, was ein sehr bemerkenswertes Ergebnis ist, wenn man die starke Verringerung in der Größe des Reaktors in Betracht zieht.

Claims

1. Verfahren zur heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd in Reaktoren, die eine Vielzahl von adiabatischen Katalysatorbetten, die in Serie verbunden sind, aufweisen, wobei das Verfahren die Stufen umfaßt:

- Zuführen der gasförmigen Reagentien, die Methanol und einen Überschuß an Sauerstoff umfassen, zu einem der ersten der Katalsatorbetten;

- Durchfließenlassen der gasförmigen Reagentien durch die adiabatischen Katalysatorbetten, um das Methanol einer partiellen Oxidation zu unterwerfen;

dadurch gekennzeichnet, daß es die Stufe umfaßt:

- Durchfließenlassen der gasförmigen Reagentien durch mindestens eines der Katalysatorbetten mit im wesentlichen radialer Strömung.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die gasförmigen Reagentien durch mindestens eines der Katalysatorbetten mit axial-radialer Strömung fließen.

3. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die im wesentlichen radiale Strömung zentripetal erfolgt.

4. Verfahren nach Anspruch 3, dadurch gekennzeichnet, daß es außerdem die Stufe umfaßt: Abkühlen von mindestens einem Teil der heißen Gasströmung, die aus dem mindestens einen der Katalysatorbetten kommt, durch Wärmeaustausch in einem Wärmeaustauscher, der im Reaktor zentral angeordnet ist und entlang einer Längsachse davon verläuft.

5. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß der dem Synthesereaktor zugeführte Sauerstoff in mindestens zwei Anteile aufgeteilt wird, von denen jeder an verschiedene Katalysatorbetten geführt wird.

6. Verfahren nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, daß es die Stufe umfaßt:

- Injizieren einer gasförmigen oder flüssigen Sauerstoff umfassenden Stromes in einen gasförmigen Strom, der aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommt.

7. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß es die Stufe umfaßt:

- Abziehen von mindestens einem Teil des aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommenden gasförmigen Stroms aus dem Reaktor.

8. Verwendung eines Reaktors der aufweist:

- ein vertikales äußeres Gehäuse mit im wesentlichen zylindrischer Form,

- eine Vielzahl adiabatischer Katalysatorbetten, die in dem Gehäuse übereinander angeordnet und gegenseitig beabstandet gehalten werden,

worin mindestens eines der Katalysatorbetten entgegengesetzt angeordnete gaspermeable Seitenwände für den Einlaß und Auslaß von Gas und einen für das Gas undurchlässigen Boden aufweist, zur heterogenen exothermen Synthese von Formaldehyd.

9. Verwendung nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß der Reaktor Kühleinrichtungen aufweist zum Kühlen von mindestens einem Teil eines gasförmigen Stroms, die aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommt.

10. Verwendung nach Anspruch 9, dadurch gekennzeichnet, daß die Kühleinrichtungen einen Wärmeaustaucher aufweisen, der im Synthesereaktor zentral angeordnet ist und entlang einer Längsachse davon verläuft.

11. Verwendung nach Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, daß der Wärmeaustauscher vom Rohrbündel- oder Bajonett-Typ ist.

12. Verwendung nach Anspruch 11, dadurch gekennzeichnet, daß der Wärmeaustauscher vom Rohrbündel-Typ mit Rippenrohren ist.

13. Verwendung nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß der Reaktor einen Verteiler für einen gasförmigen oder flüssigen Strom, der Sauerstoff umfaßt, aufweist, der in dem Gehäuse zwischen mindestens zwei aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten befestigt ist.

14. Verwendung nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, daß der Reaktor Einrichtungen zum Abziehen von mindestens einem Teil des aus mindestens einem der Katalysatorbetten kommenden Gasstroms vom Reaktor aufweist.

15. Verwendung nach Anspruch 14, dadurch gekennzeichnet, daß die Einrichtungen einen Gasaulaßkanal aufweisen, der in dem Gehäuse zwischen zwei aufeinanderfolgenden Katalysatorbetten befestigt ist.