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Diese
Patentanmeldungen beanspruchen den Nutzen aus und die Priorität an der
vorläufigen
US-Patentanmeldung
mit Aktenzeichen Nr. 60/060 702, eingereicht am 24. September, 1997,
bei denen der Erfinder und Titel die gleichen wie in der vorliegenden
Patentanmeldung sind.
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Die
vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zum Umwandeln von Methoxyverbindungen,
wie Methanol oder Dimethylether, in Olefine und bevorzugt Ethylen
durch Kontaktieren dieser Methoxyverbindungen über eine Reihe von Katalysatorfestbetten.
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Von
den Mitarbeitern der Union Carbide ist eine neue Familie von Molekularsiebkatalysatoren
entwickelt worden. Siehe hierzu die US-P-4 499 327. Diese Silicoaluminiumphosphat-Molekularsiebkatalysatoren haben
eine hohe Wirksamkeit bei der Umwandlung von Methoxyverbindungen,
wie beispielsweise Methanol und/oder Dimethylether, zu Olefinmischungen
gezeigt. Anders als bei ZSM-5-Katalysatoren,
die Methoxyverbindungen zu Kohlenwasserstoffen einer Flüssigqualität des Gasolin-Siedebereichs umwandeln
(Methanol bis Gasolin; oder MTG), sind diese neuen Molekularsiebkatalysatoren
bei der Umwandlung von Methanol zu Olefinen in Bezug auf die Umwandlung
von Methanol zu C2-4-Olefinen (MTO) selektiver und erzeugen
eine geringere Konzentration von Alkylat- und aromatischen Nebenprodukten
höherer
Kohlenstoffzahl. In Bezug auf den Kohlenstoffgehalt des Aufgabeguts
erzeugten diese neuen "Methanol-zu-Olefin
(MTO)"-Katalysatoren
hohe Ausbeuten an C2-4-olefinischen Substanzen.
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Selbst
mit den neuen (MTO)-Katalysatoren wurde die Erzeugung von Aromaten
(C6+) nicht vollständig unterdrückt. Aufgrund
der Molekulargröße aromatischer
Nebenprodukte sind sie nicht ohne weiteres in der Lage, sobald sie
sich gebildet haben, die Porenstruktur des Zeolith-Katalysators
zu passieren. Man nimmt an, dass diese Aromaten, so wie sie erzeugt
werden und entgegen einer weiteren freien Passage durch die Katalysatorporen
effektiv zurückgehalten
werden und weiteren Reaktionen unterliegen, um schließlich zu
Verkokungen zu führen.
Damit haben derartige Katalysatoren selbst mit dem neuen (MTO)-Katalysator
bei Verwendung in einem Festbettbetrieb eine sehr kurze Wirkungsdauer,
bevor eine Regeneration des Katalysators notwendig wird. Die Dauer
unter Strömung
("Time-on-stream", (TOS)) bzw. Strömungszeit
eines Festbettes mit MTO-Katalysator wurde anfangs lediglich in
Stunden gemessen. Eine derartig kurze Betriebs-Strömungszeit ist
als Grundlage für
einen kommerziellen Betieb zweifelsohne nicht akzeptabel, da der
Katalysator regeneriert werden muss nachdem seine Aktivität abgebaut
wurde. Aus Sicherheitsgründen
muss, wenn ein Katalysator-Reaktionsbehälter zur Regeneration des darin
befindlichen Katalysators außer
Betrieb gesetzt wird, die Verfahren-Stillstandszeit sehr viel länger sein
als die wenigen Stunden, die eigentlich benötigt werden, um den Katalysator
zu regenerieren.
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In
dem Versuch, die Katalysator-Nutzungsdauer des neuen MTO-Katalysators
zur Verwendung in einem Festbettbetrieb zu verlängern, sind zahlreiche Faktoren
in Betracht gezogen worden. Als eine der möglichen Maßnahmen zum Verlängern der
aktiven Katalysator-Nutzungsdauer wurde die Herabsetzung des Partialdruckes
der Methoxyverbindung im Kontakt mit dem MTO-Katalysator untersucht.
Obgleich das Herabsetzen des Partialdruckes von Methanol über den
MTO-Katalysator, wie festgestellt wurde, die Zeit in Dauer verlängerte,
für die
der MTO-Katalysator aktiv war, wurde auch entdeckt, dass die Geschwindigkeit
mit der die Methoxyverbindung über
dem MTO-Katalysator umgewandelt wird, ebenfalls als eine Funktion
der Verringerung des Partialdruckes der Methoxyverbindung im Wesentlichen
umgekehrt proportional zur Zeitdauer herabgesetzt wird, um die die
Aktivität
des MTO-Katalysators verlängert
wurde. Das Endergebnis dieser umgekehrt proportionalen Beziehung
besteht darin, dass die Gesamtmenge an Olefinprodukt, die während der
verlängerten
Zeitdauer unter Strömung
(Strömungszeit)
des Katalysators weitgehend unverändert blieb. Das bedeutet, die
Gesamtmenge an Olefinprodukt, die zwischen den Katalysatorregenerationen
erzeugt wird (die TOS-Dauer) bleibt weitgehend unabhängig davon
gleich, ob die Zeitdauer unter Strömung (TOS) aufgrund eines hohen Anfangspartialdruckes
der Methanolbeschickung kurz war oder aufgrund eines geringen Anfangspartialdruckes
der Methanolbeschickung lang war. Mit anderen Worten wurde festgestellt,
dass der Grad, bis zu dem die Methanolbeschickung, die in einen
Durchlauf-Einzelfestbett-MTO-Katalysator mit einmaligem Durchgang
eingespeist wurde, durch eine nicht reaktionsfähige Komponente verdünnt wurde,
wie beispielsweise Dampf oder nicht reaktionsfähiger Kohlenwasserstoff, ein
unwirksamer Parameter ist, um die abschließende Ausbeute an Olefinprodukt
während
der Betriebsdauer des MTO-Katalysators unter Strömung zu erhöhen oder zu kontrollieren.
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Obgleich
die Marktbedingungen zu jedem bestimmten Zeitpunkt anders sein können, ist
Ethylen im Durchschnitt ein sehr viel wertvolleres Produkt als andere
höhere
Olefine wie Propylen oder Butylen. Daher, ist es schon lange ein
Konzern, dass die Ausbeute an Ethylen, auf die Eingabe der Kohlenstoffbeschickung basierend,
maximiert werden kann, im Vergleich zur Kohlenstoffeingabe die in
höheren
Olefinen, wie Propylen und Butylen, umgeleitet wird. Mit dem neuen
MTO-Katalysator ist nachgewiesen worden, dass Ethylen das erste
Produkt-Olefin ist, das bei dem ersten Kontakt von Methoxyverbindung
mit dem Katalysator erzeugt wird, dass jedoch bei weiterem Kontakt
des Ethylenproduktes mit dem Katalysator das anfangs erzeugte Ethylen
in andere Olefine überführt wird,
wie beispielsweise Propylen und/oder Butylen. Bei einem Durchlaufverfahren, bei
dem eine Methoxyverbindung lediglich 1 Mal über ein Katalysatorfestbett
mit hoher Umwandlungsgeschwindigkeit des Methanols geleitet wird,
sind die Nebenreaktionen, die die Anfangs-Ethylenerzeugung durch Umwandlung
derselben zu anderen höheren
Olefinen am stärksten
bei hohen Werten der Methanolumwandlung ausgeprägt, d. h. wenn die Methanolumwandlung
etwa 90% überschreitet.
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Angesichts
der so demonstrierten kurzen TOS des neuen MTO-Katalysators bei
hohen Umwandlungsgeschwindigkeiten, die akzeptablen Raten der Olefinausbeute
gleichkommt, sind sofern es um Operationen im Festbett geht, bestünde viel
eher die Neigung zur Verwendung eines hohen MTO-Katalysatoreinsatzes als die Mindestmenge
an MTO-Katalysator, die für
eine akzeptable Methanolumwandlung erforderlich ist, so dass bei Alterung
der MTO-Katalysatormasse von der Eingangs- bis zur Ausgangsseite des Reaktionsbehälters eine MTO-Katalysatorzone
mit ausreichender Aktivität
verbleibt, um den Betrieb bei akzeptablen Umwandlungsraten der Beschickung
von MeOH fortzusetzen. Das bedeutet, das Masse-Volumen des MTO-Katalysatoreinsatzes
unterliegt einer fortlaufenden Volumenzonenalterung, die sich vom
Beschickungseintritt, wo sich der Partialdruck der Methoxyverbindung
auf seinem höchsten
Wert befindet und die Verkokungsbildung damit ihre höchste Rate
hat, bis zu der Stelle im Inneren des Katalysator-Masse-Volumeneinsatzes
fortentwickelt, an der es im Wesentlichen keinen Partialdruck der
Methoxyverbindung gibt, was im Wesentlichen auf die vollständige Umwandlung
an dieser Stelle im Inneren der Katalysatormasse (etwa 90% Methanolumwandlung)
zurückzuführen ist,
wonach es an dieser Stelle keine bedeutende Verkokung in der Katalysatormasse
mehr gibt. Diese Alterungszone des Katalysators schreitet voran
durch das Katalysatorfestbett, und wenn das vordere Ende dieser
Zone in Folge ihres hohen Maßes
der Verkokung katalytisch inaktiv wird, schließlich bis zu dem Zeitpunkt,
wo diese Zone des Katalysators, die sich der Produktaustrittseite
des Reaktors am nächsten
befindet, über
die Breite der Masse dieser Zone eine derartige Alterung/Verkokung
durchgemacht hat, dass ihre Aktivität bis unterhalb akzeptabler
Werte reduziert ist. Zu diesem Zeitpunkt würde ein Festbettreaktor mit
dem MTO-Katalysator außer
Betrieb gesetzt werden und sein gesamter Einsatz von MTO-Katalysatoren
würde zur
Wiederherstellung ihrer Aktivität
regeneriert werden müssen.
Dieses ist gegenwärtig
die einzige Lösung
zur Nutzung des neuen MTO-Katalysators in einem Festbettbetrieb,
so dass es möglich
ist, den Reaktor für
eine akzeptable Zeitdauer bei praktisch ausführbaren Olefin-Produktionsraten
zu fahren. Wie man jedoch leicht ersehen kann, sind mit dieser Lösung zur
Verlängerung
der TOS hohe Investitionskosten verbunden. Darüber hinaus gibt es bei dieser
umsatzintensiven Einbett-Durchlauf-Betriebsart
keinerlei Möglichkeit
zum Kontrollieren des Umwandlungsgrades von Methanol – der Umwandlungsgrad
wird stets ≥ 95%
betragen und im typischen Fall etwa 99%. Wie bereits ausgeführt, werden
bei derart hohen Graden der Methanolumwandlung bedeutende Mengen der
Ethanolerzeugung durch Nebenreaktionen zur Erzeugung von Propylen
und/oder Butylen umgeleitet.
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Darüber hinaus
ist bei frischen oder frisch regenerierten Katalysatoren die anfängliche
Ethylenerzeugung des regenerierten MTO-Katalysators sehr gering,
wie das bei der Regeneration dieser Masse von MTO-Katalysator im
Inneren eines Durchlauf-Einzelfestbettes der Fall sein würde. Es
ist festgestellt worden, dass bei Abscheidung einer erheblichen
Koksmenge auf dem Katalysator die Ethylenausbeute tatsächlich wesentlich
erhöht
wird. Siehe hierzu A. N. Rene Bos et al., Conversion of Methanol
to Lower Olefins, Ind. Engl. Chem. Res., 1995 Bd. 34, S. 3808–3816. Die
bei hoher Temperatur auf derartigen MTO-Katalysatoren erzeugte Verkokung
ist höchstwahrscheinlich
eine Folge der Erzeugung geringer Mengen von Aromaten, die, wenn sie
in den kleinen Poren des Katalysators eingeschlossen sind, bei hohen
Temperaturen stark weiter methyliert werden. Ein weiteres Verfahren
der Verkokung mit Folgen für
den MTO-Katalysator ist der der Polymerisation von Olefinen bei
niedrigeren Temperaturen.
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Nimmt
man alle diese Nachteile des neuen MTO-Katalysators, ist es nicht überraschend,
dass die Wissenschaftler von der Union Carbide, die diesen speziellen
MTO-Katalysator entwickelten, schon frühzeitig die Möglichkeit
verworfen haben, mit einem Festbettbetrieb mit diesem Katalysator
fortzufahren und anstelle dessen ihre Aufmerksamkeit zu einem Wirbelschichtverfahren
mit diesem MTO-Katalysator gerichtet haben. Ein Wirbelschichtbetrieb
unter Nutzung dieses MTO-Katalysators ist auch von UOP und der Norsk
Hydro verfolgt worden.
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Mit
einem Wirbelschichtbetrieb wird ein weiterer Nachteil dieses MTO-Katalysators überwunden,
der in einem starken Druckabfall besteht, der durch die feinpulvrige
Beschaffenheit hervorgerufen wird, in der der neuartige MTO-Katalysator
erzeugt wird.
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Es
ist wünschenswert,
ein Verfahren zu konzipieren, mit dem es möglich wäre, den neuen MTO-Katalysator in einer
Prozedur eines Katalysatorfestbettes zu nutzen und speziell dann,
wenn dessen Nutzung in einer Festbett-Betriebsart eine höhere Ethylenausbeute
liefern würde,
als sie gegenwärtig
mit derartigen Wirbelschichtverfahren möglich ist, wie sie jetzt vorgeschlagen
werden.
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Nach
der vorliegenden Erfindung wird ein Verfahren zum Umwandeln einer
Methoxyverbindung zu Olefinprodukten gewährt, welches Verfahren umfasst:
Zusetzen
einer ersten Menge von Methoxy-Verbindung und eines nicht reaktionsfähigen Streckmittels
zu einem Anteil einer Gaszusammensetzung eines Olefinprodukts, erzeugt
durch Kontakt der Methoxy-Verbindung mit einem Festbett von Methanol
zu C2-4-Olefin-(MTO)-Katalysator in einem
ersten Reaktionsbehälter,
um eine Beschickung zum Kontakt mit dem MTO-Katalysator in dem ersten
Festbett derart zu erzeugen, dass der Partialdruck von Methoxy-Verbindung,
wie sie zu Beginn mit dem MTO-Katalysator
des ersten Festbettes kontaktiert wird, zwischen 2,03 und 20,3 kPa
(0,02 und 0,2 ata) liegt, und der Partialdruck von Methoxy-Verbindung in
der Gaszusammensetzung des Olefinprodukts, die aus dem ersten MTO-Katalysator-Festbett
austritt, mindestens 80% des Anfangswertes des Partialdruckes von
Methoxy-Verbindung
in der Gesamtbeschickung beträgt;
sowie Hinleiten eines Spülgasanteils
der in dem ersten Festbettreaktor gebildeten Gaszusammensetzung
des Olefinprodukts zu einem Einlass eines zweiten Festbettreaktors;
Zusetzen
einer zweiten Menge von Methoxy-Verbindung in eine Mischung mit
dem Spülgasanteil
einer Gaszusammensetzung des Olefinprodukts aus dem ersten Reaktionsbehälter, um
eine Beschickung zum Kontakt mit dem MTO-Katalysator in dem zweiten
Festbett derart zu erzeugen, dass der Partialdruck von Methoxy-Verbindung,
die zu Beginn mit dem MTO-Katalysator des zweiten Festbettes kontaktiert
wird, zwischen 2,03 und 20,3 kPa (0,02 und 0,2 ata) liegt, und der
Partialdruck von Methoxy-Verbindung in der Gaszusammensetzung des
Olefinprodukts, die aus dem zweiten MTO-Katalysator-Festbett austritt,
mindestens 40% des Anfangseinlasswertes des Partialdruckes der Methoxy-Verbindung
beträgt.
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Die
vorliegende Erfindung umfasst ein Verfahren zum Umwandeln von Methoxyverbindungen
in Gegenwart eines Streckmittels, vorzugsweise Dampf oder Dampf
und/oder eine nicht reaktionsfähige
organische Verbindung, indem die Methoxyverbindung der Beschickung
in mehrfache Kontakte mit Festbetten von MTO-Katalysator in einer
Reihe von Festbettreaktoren eingeleitet wird. Die Beschickungsraten
von frischer Methoxyverbindung sind so ausgelegt, dass in jedem
der in Reihe befindlichen Reaktoren lediglich eine Teilreaktion
von Methoxyverbindung stattfindet, bis mindestens 80% der frischen
Methoxy-Gesamtmenge in diesen Reaktor eingespeist sind. Der Vorteil,
dass lediglich ein Teil der Gesamtheit der Methoxyverbindung in
eine einzige Reaktorstufe eingespeist wird, besteht darin, dass
in diesem Reaktor der mögliche
adiabatische Temperaturanstieg erheblich verringert wird. In den
nachfolgenden Reaktoren können
die Methoxyverbindungen bei einer geringeren Temperatur als der
Reaktionstemperatur eingespeist werden und verringern damit die
Eintrittstemperatur der Gesamtgasmischung in diese Reaktorstufe.
Eine weitere Herabsetzung des adiabatischen Temperaturanstiegs ist
dadurch möglich,
dass der Abgang einer Reaktorstufe in den Kreislauf zurückgeführt wird.
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In
einer der bevorzugten Ausführungsformen
der vorliegenden Erfindung wird eine Menge von Methoxyverbindung
als frische Beschickung in jede der Reihen von rückgemischten Festbett-MTO-Katalysatoneaktoren
zugeführt,
worin ein Teil der Produktgaszusammensetzung dieses Reaktors in
den Beschickungseinlass dieses speziellen Reaktors als ein Teil
seiner Gesamtbeschickung zurückgeführt wird
und ein verbleibender Teil oder ein Spülgasteil der Produktgaszusammensetzung
dieses oder irgendeines anderen Reaktors als Beschickung zu der
nächsten
Reihe geleitet wird und dadurch der Ethlyen-Partialdruck durch die Reihen der Reaktor
von Stufe zu Stufe allmählich
aufgebaut wird, während
in jedem der in Reihe befindlichen Reaktoren ein geringer Partialdruck
von Methoxyverbindung aufrecht erhalten wird.
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Jeder
der rückgemischten
Reaktorstufe wird der Partialdruck der Gesamt-Methoxyverbindung,
gemessen als Äquivalent
zu Methanol, zwischen 2,03 und 20,3 kPa (0,02 und 0,2 Atmosphären Absolutdruck (ata))
gehalten. Für
die Aufgaben dieser praktischen Druckberechnung des Methoxy-Partialdruckes rechnet man
eine Dimethylether-Einheit, als wäre sie statt dessen zwei Methanoleinheiten.
Der Gesamtdruck in jedem Reaktor der Reihe ist ebenfalls zwischen
50,7 bis 304 kPa (0,5 und 3 ata) gering. Der Einsatz eines geringen Reaktorgesamtdruckes
lässt es
akzeptabel erscheinen, große
Oberflächen
für den
MTO-Katalysator in jedem Reaktor zu nutzen, womit die Gefahr eines
zu großen
Druckabfalles über
dem jeweiligen Reaktor eliminiert ist und speziell mit der großen Produktgas-Rückführung über jede
Reaktorstufe. Es ist ein großes
Volumen an Reaktorproduktgas, das durch den Beschickungseintritt
zu dieser Reaktorstufe zurückgeführt wird,
erforderlich, um eine gute Annäherung
an das Gesamtrückmischen
im Inneren dieses speziellen Festbettreaktors zu erzielen. Bei dem
Rückmischen
mit Rückführungsproduktgas
aus einem Reaktor zur Erzeugung der Gesamtbeschickung zu diesem
speziellen Festbettreaktor der Gesamtmethanolbeschickung in Kontakt
mit dem MTO-Katalysator darin unterliegt lediglich ein geringer
Prozentanteil des Gesamtmethanols einer Umwandlung zu Olefinprodukten
in der Größenordnung
von 6 bis 10%. Dennoch ist auf der Grundlage des frisch zugeführten Methanols,
das in einen solchen Reaktor und speziell solchen Reaktoren nach
dem ersten Reaktor zugeführt
wird, die Methanolumwandlung in der Größenordnung von mindestens 90%
hoch. Bei dieser Folge, in der in jeden Reaktor der Reihe des Gesamtmethanols,
das durch einen solchen Reaktor geschickt wird, ist die Umwandlung
gering, ist jedoch im Verhältnis
zu dem frischen Methanol, das diesem Reaktor zugeführt wird,
hoch, und als solches ist die Selektivität von umgewandeltem Methanol
in Ethylen erhöht,
während
die Gesamterzeugung von Ethylenprodukt durch die Folge von 2 oder
vorzugsweise 3 oder 4 rückgemischten
Festbett-MTO-Katalysator-Reaktoren auf einem vergleichbaren oder
größeren Niveau
pro Zeiteinheit gehalten wird wie die, die theoretisch pro Zeiteinheit
mit einem Durchlaufeinzelfestbett-MTO-Katalysator möglich ist. Und dieses obgleich
die 2, 3 und/oder 4 rückgemischten
Festbettfolgen die TOS des MTO-Katalysatoreinsatzes als Summe dieser
Reihe von Festbettreaktoren stark erhöht ist, so dass die Menge an
erzeugtem Ethylen als Funktion des MTO-Katalysatoreinsatz-TOS stark
erhöht
ist.
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1 veranschaulicht schematisch
eine Reihe von 4 rückgemischten
MTO-Katalysator-Festbettreaktoren,
von denen nach dem letzten ein Teil des Produktgases zu einem Olefin-Stripper
geleitet wird und die wässrigen
Methanol-Bodenprodukte daraus zu einem Methanol-Stripper geführt werden,
um einen Methanol-Kopfstrom zu erzeugen, der über den Dampfgehalt verfügt, der
als Streckmittel zur Aufbereitung einer irischen Beschickung für die Rückführung zum
Eintritt in den ersten Reaktor angestrebt wird. In dieser Reihe
sind die Heiß-Kreislaufgebläse so angeordnet,
dass sie den Druckabfall vom Eintritt in den ersten Reaktor bis
zum Austritt aus dem letzten Reaktor so ausgleichen, dass der Gesamtdruckabfall über der
gesamten Reihe ähnlich demjenigen
eines beliebigen einzelnen Reaktors der Reihe ist.
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2 veranschaulicht ähnlich wie 1 eine Reihe von 4 rückgemischten
MTO-Katalysator-Festbettreaktoren
mit einem Olefin- und Methanol-Stripper, die dem letzten Reaktor
folgen. In dieser Reihenfolge gibt es einen geringfügigen Druckabfall über jeden
Reaktor, der sich zum Gesamtdruckabfall über der Reihe summiert.
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1 und 2 veranschaulichen eine Reihe von 4 rückgemischten
Reaktoren 10, 20, 30 und 40,
wo jeweils ein Heißgebläse in Verbindung
mit jedem, 12, 22, 32 bzw. 42,
einen wesentlichen Teil der daraus austretenden Produktgaszusammensetzung, 14, 24, 34 bzw. 44,
in den Kreislauf zur Einlassseite ihres Reaktors, 16, 26, 36 bzw. 46,
zurückführt. Zu
dem ersten Reaktor 10 wird über Leitung 18 eine
Menge von Methoxyverbindung, die mit einem Streckmittel gemischt
ist und vorzugsweise mit Dampf, zugeführt, um die rückgeführte Produktgaszusammensetzung,
die über
Leitung 15 zugeführt
wird, zugemischt zu erhalten, wobei diese Mischung in dem ersten
Reaktor 10 über
Leitung 16 eingespeist wird. In 1 verlässt in dem Reaktor 10 erzeugtes
Produktgas den Reaktor über
Leitung 14 und wird in seiner Gesamtheit mit Hilfe des
Heißgebläses 12 leicht
nachverdichtet und von dort über
Leitung 13 zu einer Abzweigstelle geleitet, an der ein
Teil über
Leitung 15 zum Einlass des Reaktors 10 zurückgeführt und
ein Spülgasteil
dieses Produktgases über
Leitung 17 an den Einlass 26 des zweiten Reaktors 20 geführt werden.
In ähnlicher
Weise wie im ersten Reaktor 10 wird ein Teil der Produktgaszusammensetzung,
die in Reaktor 20 erzeugt wird, über Heißgebläse 22 und Leitung 25 zurück zum Einlass 26 geführt und
erhält
zugemischt eine frische Menge an Methanol, die über Leitung 28 zugeführt wird,
und das Spülgasprodukt 17 vom
ersten Reaktor 10, um die Gesamtbeschickung für Reaktor 20 zu
bilden, die über
Einlassleitung 26 eingespeist wird. Der dritte Reaktor 30 wird
in analoger Weise zu Reaktor 20 betrieben im Bezug auf
den Heißgebläse 32 und
der Rückführung eines
Teils des Produktgases 34 über Leitung 35 zum
Einlass 36, wo es das Spülgasprodukt 27 von
Reaktor 20 und eine Menge von frischem Methanol 38 zugemischt
erhält,
um die Gesamtbeschickung zum Reaktor 30 zu erzeugen. Reaktor 40 wird
in analoger Weise zu entweder den Reaktoren 20 oder 30 mit
der Ausnahme betrieben, dass deren Spülgasprodukt 47 als
Beschickung zu einem Olefin-Stripper 50 geleitet wird,
um als ein Kopfstrom 52 die Olefinzusammensetzungen und
als ein Bodenstrom 54 eine wässrige Methanolzusammensetzung
zu erzeugen. Die Olefinzusammensetzung 52 wird in konventioneller
Weise behandelt, um deren Gehalt an Ethylen, Propylen und Butylen
als separate Produkte zu gewinnen. Der wässrige Methanolstrom wird über Leitung 54 zu
einem Methanol-Stripper 60 geleitet, um als Kopfstrom 62 im
Wesentlichen den gesamten Gehalt an Methanol und/oder Dimethylether zusammen
mit dieser Dampfmenge zu erzeugen, die als Streckmittel zur Aufbereitung
dieses Methanols für die
rückführende Beschickung
zu Einlass 16 von Reaktor 10 gewünscht wird.
Der Bodenstrom 62 dieses Methanol-Strippers weist im Wesentlichen
Wasser als dieses Nebenprodukt auf, das während der Umwandlung der Zusammensetzung
von Methanol zu Olefin erzeugt wurde. Nach Erfordernis wird das
aufbereitete Methanol über
Leitung 70 zugeführt,
um für
die Gesamtheit des Methanols bereitzustellen, die für die Beschickung durch
den Reaktor 10 angestrebt wird. In dem in 2 veranschaulichten Fließschema
sind die Operationen mit der Ausnahme ähnlich, dass in Folge der Anordnung
der Heißgebläse lediglich
die rückgeführten Anteile der
Produktgaszusammensetzung geringfügig nachverdichtet werden und
es zu einem fortschreitenden Gesamtdruckabfall durch die Reihe der
Reaktoren kommt.
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Im
Bezug was die in diesem Verfahren verwendeten Heißgebläse betrifft,
hat das Gebläse
selbst eine normale Bemessung und ist aus Materialien konstruiert,
die Temperaturen bis zu 566°C
(1.050°F)
widerstehen können.
Allerdings sind die Wellendichtungen des Gebläses mit dampfgespeisten Stockgetrieben
ausgestattet, so dass die Wellendichtungen bei einer wesentlich
geringeren Betriebstemperatur gehalten werden.
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Als
frische Beschickung in den Reaktor der ersten Stufe der Reihe wird
eine große
Menge Streckmittel, wie beispielsweise Dampf, der frischen Methanolbeschickung
zugesetzt, um so in dieser frischen Beschickung einen Methanol-Partialdruck
von 10,1 bis 30,4 kPa (0,1 bis 0,3 ata) zu erzeugen. Diese frische
Beschickung von Methanol und Streckmittel stellt dann, wenn sie
mit einem Teil des Produktgases dieses Reaktors vereint wird, das
zum Rückmischen
zum Reaktoreintritt zurückgeführt wird,
eine Gesamtzusammensetzung im Inneren des ersten Reaktors, so dass
der Anfangspartialdruck von Methanol (als die Summe von frischem
und in den Kreislauf zurückgeführten Methanol)
zwischen 2,03 und 20,3 kPa liegt (0,02 und 0,2 ata). Mit Methanol
bei diesem geringen Partialdruck kann man mühelos den Umwandlungsgrad von
Gesamtmethanol (d. h. die Summe von frischer Beschickung und rückgeführtem Methanol)
auf einen niedrigen Wert regeln, indem (1) bei höheren oder niedrigeren Methanol-Partialdrücken gefahren
wird, und darüber
hinaus in dem Reaktorsystem (2) durch Regulieren des Volumendurchsatzes
der Gaszusammensetzung, die durch einen Reaktor geschickt wird,
indem ein Teil des Katalysators abgesperrt wird, beispielsweise
durch die Verwendung paralleler Reaktorsysteme (eine übliche Praxis,
um Schwankungen in der Produktion zu stabilisieren) und/oder (3)
durch Variieren der Menge des Gesamtproduktgases, das zum Eintritt
der Reaktorseite zum Rückmischen
mit frischer Beschickung von Methanol und Streckmittel in den Kreislauf
zurückgeführt wird.
Als Verhältnis
von in den Kreislauf rückgeführtem und
abgelassenen Gesamtproduktgas eines Reaktors ist ein Verhältnis von
8 : 1 bis 12 : 1 (Volumen/Volumen) geeignet und ein Verhältnis von
11 : 1 bevorzugt.
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Für jeden
Reaktor nach dem ersten wird die Gesamtbeschickung zu einem solchen
Reaktor eine Menge an frischem Methanol, einen Spülgas-Produktstrom
mit einem Gehalt einer Menge an nicht umgesetztem Methanol und/oder
Dimethylether von deren vorangegangenen Reaktion sowie eine Rückführungsmenge
des Produktgases dieses Reaktors selbst aufweisen, das ebenfalls
eine Menge an nicht umgesetztem Methanol und/oder Dimethylether
enthält.
Dementsprechend kann in jedem der zweiten, dritten und/oder vierten
Reaktoren der Reihe diese Menge an Methanolbeschickung im Kontakt
mit dem MTO-Katalysator darin auf der Basis des Gesamtmethanols
betrachtet werden (die Summe von frischem, abgelassenem und zurückgeführtem Methanol),
auf der Basis des nicht zum Produkt gehörenden Methanols (Summe von
frischem und abgelassenem Methanol) oder auf der Basis des insgesamt
zugesetzten frischen Methanols. Auf der Basis des Gesamtmethanols
wird dessen Umwandlung im Inneren jedes Reaktors bei 7 bis 8% gehalten;
auf der Basis des gesamten nicht zum Produkt gehörenden Methanols wird dessen
Umwandlung bei 40 bis 60% gehalten und auf der Basis des insgesamt
zugesetzten frischen Methanols wird die Umwandlung in Reaktoren
hinter dem ersten bei ≥ 90%
davon gehalten.
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Im
Verhältnis
zu der Gesamtsumme an frischem Methanol, das der Reihe von rückgemischten MTO-Katalysator-Festbettreaktoren
zugesetzt wird, würde
diese Menge an anfänglichem
Streckmittel, als Dampf und/oder in Form einer nicht reaktionsfähigen organischen
Verbindung, die der Menge an frischem Methanol zugesetzt werden,
für einen
relativ niedrigen Partialdruck des frischen Gesamtmethanols in dieser
Beschickung von frischem Methanol und Streckmittel von 10,1 bis
30,3 kPa (0,1 bis 0,3 ata) sorgen. Dieser Partialdruck von Methanolbeschickung
würde sofort
durch den Kontakt dieser Beschickung mit dem großen Rückführungskreis von Olefin-Produktgas
von diesem anfänglichen
Partialdruck auf einen Wert verringert werden, der sich dem des
Partialdruckes von Methanol am Austritt in der Produktgaszusammensetzung
nähert.
Dieses passiert in jedem der verschiedenen in Reihe befindlichen Reaktoren
unabhängig
davon, ob dieses 2, 3 oder 4 sind. Damit steht dieser relativ hohe
Eintrittspartialdruck von 10,1 bis 30,3 kPa (0,1 bis 0,3 ata) von
frisch zugeführtem
Methanol niemals selbst im Kontakt mit Katalysatorpartikel und selbst
nicht in dem ersten Reaktor, womit die Geschwindigkeit der Erzeugung
einer Verkokung in dem ersten und jedem folgenden Reaktor erheblich
verringert wird. Auf diese Weise liegt der Partialdruck von Methanol,
wie in Beispiel 1 demonstriert wird, entweder im Eintritt oder im
Auslass jedes Reaktors zwischen 3,04 und 7,09 kPa (0,03 und 0,07
ata). Sofern es wünschenswert
wäre, einen
noch sehr viel niedrigeren Partialdruck zu erzielen, so wäre auch
dieses möglich.
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Wie
vorstehend jedoch angedeutet, würde
ein sehr geringer Partialdruck von Methanol eindeutig zwei negative
Fakten nach sich ziehen. Im ersten Fall scheint ein sehr viel höherer Katalysatoreinsatz
notwendig zu sein, da die Geschwindigkeit der Methanolumwandlung
mit geringer werdendem Methanolpartialdruck langsamer wird. Auch
wird mit dem Langsamerwerden der Methanolreaktion die Umwandlung
des Ethylens zu Propylen bei voller Stärke bleiben. Damit scheint
die Ausbeute an Ethylen abzufallen. Das Verfahren jedoch, wie es
hier vorgeschlagen wird, ermöglicht
das Erzielen eines Intermediats, das für den Methanolpartialdruck
in allen Reaktoren seinen Wert hat. Gleichzeitig der Ethylen-Partialdruck
in dem ersten Reaktor kleiner ist als in dem zweiten und dieser
Ethylen-Partialdruck wiederum in dem zweiten Reaktor kleiner ist
als in dem dritten und dieses wiederum für den dritten und vierten gilt.
Damit wird bei etwa konstantem Methanolpartialdruck in allen Reaktoren
die Nebenreaktion, mit der Ethylen zu Propylen umgesetzt wird, in
den vorangehenden Reaktoren unterdrückt, während die Geschwindigkeit der
Methanolumwandlung in allen Reaktoren in etwa konstant ist.
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Unter
diesen Bedingungen lässt
sich, wie ausgeführt
wurde, bei einer Reihe von 3 Reaktoren eine Umwandlung von frisch
eingespeistem Methanol mit 70% oder mehr mit einer Ausbeute an Ethlyen
bezogen auf eine frische Methanol-Kohlenstoff-Beschickung minus
rückgewinnbaren,
nicht umgesetztem Methanol von mehr als 70% realisieren; bei einer
Reihe von 4 Reaktoren lässt
sich eine Umwandlung von frischem Methanol von 76% oder mehr mit
einer Ausbeute an Ethylen auf der Grundlage von frischer Methanol-Kohlenstoff-Beschickung
minus rückgewinnbaren,
nicht umgesetztem Methanol von mehr als 65% realisieren. Bei mehr
Reaktoren wird das Ethylen mit einem geringeren Überschuss an Dampf erhalten.
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Unter
den Bedingungen, denen der MTO-Katalysator im Festbett jedes Reaktors
der Reihe exponiert ist, sollte die Desaktivierung der aufgebauten
Verkokung darauf als eine Funktion der Katalysatoreinheit pro Zeiteinheit
im Vergleich zu einem Durchlauf-Einzelfestbettbetrieb stark verzögert sein,
wo ein großer
Katalysatoreinsatz als die Lösung
genutzt wird, für
einen akzeptablen TOS-Wert zu sorgen, bevor eine Katalysator-Regeneration
erforderlich wird.
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Betrachtet
man beispielsweise, dass in einer Durchlauf-Einzelfestbett-Prozedur,
worin ein großer
Katalysatoreinsatz genutzt wird, um für einen angemessenen TOS-Wert
zu sorgen; wenn die Verkokung des MTO-Katalysators lediglich eine
lineare Funktion des Methanol-Partialdruckes ist, dann bei einem
vorgegebenen Grad und Menge der Umwandlung von Eingangsmethanol – sagen
wir bezogen auf die Umwandlung von 47.700 g Mol/h (105 lb-moles
per hour (MPH)) Gesamtbeschickung an frischem Methanol – die Verkokung
auf dem MTO-Katalysator im Durchschnitt linear proportional zu dem
mittleren Methanolpartialdruck durch den Verlauf ihrer Reaktoreingangsmenge
bis zu ihrer Austrittsmenge in der Austrittsgaszusammensetzung ist.
In einer Durchlauf-Einzelfestbettprozedur – worin die Methanolumsetzung
99% beträgt
oder diesen Wert überschreitet – wird bei
einem Anfangseingang von 47.700 g Mol/h (105 MPH) Methanol und 239.000
g Mol/h (525 MPH) Dampf (H2O), worin bei
einem Gesamtdruck von 101 kPa (1 ata) der Anfangspartialdruck von
Methanol beim ersten Kontakt mit dieser Zone des aktiven MTO-Katalysators
etwa 16,9 kPa (0,1666 ata) Methanol und der Partialdruck von Methanol
nach 90% Umwandlung 1,59 kPa (0,0157 ata) beträgt, dann der Mittelwert des MeOH-Partialdruckes während seiner
90% Umwandlung etwa 9,08 kPa (0,08964 ata) betragen (siehe beispielsweise
das nachfolgende Vergleichsbeispiel A).
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Würde man
anstelle dessen, wie hier vorgeschlagen wurde, in einer Weise fortfahren,
in der der Anfangspartialdruck von Methanol bei Kontakt mit dem,
was hier der MTO-Katalysator ist, sagen wir etwa 1/3 dieses Wertes
von 16,9 kPa (0,16666 ata) betragen, wie beispielsweise 5,57 kPa
bis 6,08 kPa (0,055 bis 0,060 ata) und den mittleren Partialdruck
von Methanol im Kontakt mit dem MTO-Katalysator in der Größenordnung von
5,07 bis 6,08 kPa (0,05 bis 0,06 ata) halten, dann würde die
Geschwindigkeit der Verkokung des MTO-Katalysators nicht größer sein
als 60% der Durchlauf-Einzelbettumwandlung der selben Methanolmenge.
Angesichts des großen
Dampfüberschusses
in Verbindung mit dem geringen Reaktionsgesamtdruck kann man jedoch
bei dem Verfahren der vorliegenden Erfindung eine noch geringere
Geschwindigkeit der Verkokung erwarten.
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Weiterhin
kann man wiederum im Vergleich mit einem Durchlauf-Einzelfestbettbetrieb
bei dem Verfahren der vorliegenden Erfindung einen sehr viel geringeren
Katalysatoreinsatz verwenden, um die gleiche Ausbeute pro Zeiteinheit
an Olefinprodukten oder Methanolumwandlung zu erzielen. Da die Geschwindigkeit
der Methanolumwandlung über
einem MTO-Katalysator im Wesentlichen eine lineare Funktion des
Methanolpartialdruckes ist, ist das relative Volumen von MTO-Katalysator,
der zur Umwandlung einer Teilmenge des Methanols erforderlich ist,
mit dem reziproken Methanolpartialdruck gegeben. Wie in Vergleichsbeispiel
A demonstriert wird, beträgt
das relative Volumen MTO-Katalysator, das zur Umwandlung von etwa
47.700 g Mol/h (105 MPH) Methanol mit einem Durchlauf durch ein
Einzelfestbett erforderlich ist, etwa 355 relative Volumeneinheiten.
Im Vergleich dazu, wie in Beispiel 1 gezeigt wird, erlaubt eine
Reihe von 4 rückgemischten
Festbettreaktoren mit einem Gehalt von jeweils 42,5 relativen Volumenanteilen
an MTO-Katalysator mit insgesamt 170 die Umwandlung dieser Menge
mit 47.727 g Mol/h (105 MPH) Methanol.
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Diesem
Beispiel liegt zugrunde, dass insgesamt 47.727 g Mol/h (105 lb.
moles per hour (MPH)) Methanol gestreckt mit 238.636 g Mol/h (525
MPH) Dampf in Kontakt mit einem Einzeldurchgang mit einem Festbett
aus MTO-Katalysator beginnend mit einem Gesamtanfangsdruck am Einlass
von 101 kPa (1 Atmosphäre Absolutdruck
(ata)) und einer Einlasstemperatur dieser Gaszusammensetzung der
Beschickung von 441°C (825°F) eingespeist
werden. In der folgenden Berechnung wird die Reaktionsgaszusammensetzung
bei jedem Schritt von 4772 g Mol/h (10,5 MPH) umgewandeltes Methanol
gegeben. Ebenfalls wird für
jeden Schritt die Gesamt-MPH der Gaszusammensetzung, der Partialdruck
von Methanol, der Partialdruck von Ethylen und das relative Volumen
des Katalysators bei dem Partialdruck von Methanol bei einem Schritt
von jeweils 4772 g Mol/h (10,5 MPH) umgewandeltes Methanol gegeben.
Zugrunde gelegt wird ein Druckabfall vom Einlass bis zum Auslass
des Festbettreaktors von weniger als 5,07 kPa (0,05 ata), wobei
jedoch in der Berechnung ein Druck der Reaktion von 101 kPa (1 ata)
zugrunde gelegt wird. In der nachfolgenden Tabelle 1 sind die Ergebnisse
dieser Berechnung zusammengestellt.
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Diesem
Beispiel liegt zugrunde, dass 170 relative Einheiten dieses Volumens
an MTO-Katalysator in dem Einzelfestbett von Vergleichsbeispiel
A eingesetzt sind und nun über
die gesamten vier Festbetten gleichmäßig verteilt sind, wobei jedes
Festbett davon mit einem Heißgebläse zur geringfügigen Nachverdichtung
und Rückführung eines
Teils seiner Produktgaszusammensetzung am Austritt zur Einlass-Seite des Bettes
zum Mischen mit einer Methanolmenge ausgestattet ist, die dort zur
Erzeugung einer Beschickungszusammensetzung für den Durchlauf durch dieses
Festbett hinzugefügt
wird, während
der verbleibende Teil des Produktgases aus dem Austritt dieses Reaktors
als ein Spülgas-Beschickungsstrom
zur Einlass-Seite des nächsten
in Reihe befindlichen Festbettes geleitet wird. In dem ersten Festbettreaktor
dieser Reihe weist die Gesamtbeschickung zu diesem ersten Reaktor
in der Summe diese Menge an frisch aufbereitetem Methanol gestreckt mit
Dampf auf und denjenigen Anteil dieses Reaktorproduktgases aus dem
Austritt, der mit Hilfe des Heißgebläses zu dem
Reaktoreintritt zurückgeführt wird.
In den zweiten, dritten und vierten Festbettreaktoren weist die Gesamtbeschickung
zu jedem dieser Reaktoren in der Summe eine Menge von frisch aufbereitetem
Methanol auf, den Dampfabgang, der von einem vorangegangenen Reaktor
dorthin geleitet wird, und denjenigen Teil dieses Produktgas aus
dem Reaktoraustritt, der mit Hilfe des Heißgebläses zu dem Reaktoreintritt
zurückgeführt wird.
In den vierten Reaktor ist dieser Teil seiner Produktgaszusammensetzung
am Austritt, der nicht mit Hilfe des Heißgebläses zum Einlass zurückgeführt wird,
das letzte Abgangsstromprodukt des Verfahrens. Dieses Abgangsstromprodukt
würde in
konventioneller Weise zur Gewinnung seiner Olefingehalte als separate Produktströme verarbeitet
werden und der Rest davon, bei dem es sich um einen wässrigen
Methanolstrom handelt, einem einfachen Abstrippen unterworfen werden,
um einen Kopfstrom aus Methanol und eine Menge Dampf zu liefern,
die als Streckmittel für
die Zuführung
als ein Beschickungsstrom zum ersten Reaktor angestrebt wird sowie
als flüssiger
Bodenstrom des Wasser-Nebenproduktes der MTO-Reaktion.
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Bei
dieser Verfahrensfolge wird der Partialdruck der Methanolbeschickung,
die mit dem MTO-Katalysator
in irgendeinem Bett kontaktiert werden soll, bei einem Wert von
weniger als 6,13 kPa (0,0605 ata) gehalten, während der Partialdruck von
Methanol am Austritt einer Reaktion bei 90% seines Wertes am Eintritt
oder darüber
gehalten wird. Dieses wird erreicht, indem der Volumendurchsatz
der Gaspassage durch die gewählte Passagebreite
des Katalysatorfestbettes in Verbindung mit der Menge an frisch
aufbereitetem Methanol kontrolliert wird, die zugesetzt wird, sowie
der Menge des Produktgases am Reaktoraustritt, die mit Hilfe des
Heißgebläses zur
Rückführung zur
Einlass-Seite des Reaktors abgenommen wird. Dementsprechend ist
lediglich eine relativ schmale Passagenbreite von MTO-Katalysator in einem
beliebigen Festbett erforderlich, und die Verkokung des Katalysators
darin ist auf allen Katalysatorpartikeln über der Breite darin weitgehend
gleichmäßig. Außerdem ist
der Druckabfall über
jedem Bett gering. Schließlich
liegt der Temperaturanstieg über
jedem Bett in der Größenordnung
von 5,6°C
(10°F).
Der Temperaturanstieg über
der Reihe von 4 Betten wird durch geeignete Regelung der Temperatur
der frischen Methanolbeschickung zu jedem Bett oder nach Erfordernis durch
eine geringfügige
Kühlung
des Rückführungskreises
zu jedem Bett (nicht dargestellt) verhindert.
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In
der nachfolgenden Tabelle 2 sind die Beschickungszusammensetzungen
zusammengestellt, die jedem der 4 Reaktoren zugeführt werden,
die darin erzeugten Zusammensetzungen des Produktgases und die Partialdrücke von
Methanol und Ethylen darin an deren Einlass- und Austrittseiten.
Bei den zugrunde gelegten Bedingungen hat das gesamte Beschickungsgas
zu dem ersten Reaktor eine Eintrittstemperatur von 441°C (825°F), einen
Druck von 111 kPa (1,1 ata) und einen stündlichen Volumendurchsatz von
1 WHSV.
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Dieses
Beispiel ist ähnlich
wie Beispiel 1 mit der Ausnahme, dass in Reaktor II, III und IV
die Rückführung eines
Teils der Produktgaszusammensetzung am Austritt über diesen Reaktoren weggelassen
ist. Wiederum wird die nicht umgesetzte Methoxyverbindung in dieser
Produktgaszusammensetzung am Austritt als Methanol angegeben, wobei
jedoch als selbstverständlich
gilt, dass die nicht umgesetzte Methoxyverbindung sogar eine Menge
von Dimethylether aufweisen kann, die bei der Partialdruckberechnung
als 2 Einheiten Methanol für
jeweils eine Einheit davon zählen
würde.
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In
der nachfolgenden Tabelle 3 sind die Beschickungszusammensetzungen
zusammengestellt, die jedem der 4 Reaktoren zugeführt werden,
die darin erzeugten Produktgaszusammensetzungen und die Partialdrücke von
Methanol und Ethylen darin an deren Eintritt- und Austrittseiten.
Bei den zugrunde gelegten Bedingungen hat das gesamte Beschickungsgas
zu dem ersten Reaktor eine Eintrittstemperatur von 441°C (825°F), einen
Druck von 111 kPa (1,1 ata) und einen stündlichen Volumendurchsatz von
1 WHSV.
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Vergleicht
man die in Tabelle 1 für
Vergleichsbeispiel A gegebenen Werte mit denen von Beispiel 1, so wird
man entnehmen, dass sich in einer Durchlauf-Einzelbettumwandlung
einer Methanolbeschickung, die mit Dampf auf ein Verhältnis von
1 : 5 gestreckt ist und bei 101 kPa (1 ata) Gesamtdruck gelassen
wird, ein sofortiger Partialdruck von Methanol bei einem Umsetzungswert
von 60% Methanol 6,08 kPa (0,06 ata) annähert, an welcher Stelle die
Methanol-Dampf-Beschickung durch etwa 70 relative Volumeneinheiten
von MTO-Katalysator gelaufen ist und an welcher Stelle die Ausbeute
an Ethylen bezogen auf die Methanolumwandlung etwa 75% beträgt. Allerdings
ist der Betrieb eines Standard-Einzelfestbettes
bei einer derartigen geringen Methanolumwandlung nicht durchführbar. Die
TOS-Zeit wäre
bei einem Einzelfestbett zu kurz, da ein relativ hoher Partialdruck
von Methanol in der Anfangsbeschickung benötigt werden würde. Im
Gegensatz dazu sind in der rückgemischten
Reihe von Festbett-MTO-Reaktoren,
wie sie in Beispiel 1 oder in Beispiel 2 veranschaulicht wurden,
wo sich lediglich der erste Reaktor im Rückführungskreis befindet, nach
dem dritten Reaktor diese Stelle mit 47.700 g Mol/h (105 MPH) frischem
Methanol zu dem anfänglichen
Dampf für
die Streckung mit 182.000 g Mol/h (400 MPH) zugesetzt worden und
an dieser Stelle durch 127,5 relative Volumeneinheiten MTO-Katalysator
durchgeleitet worden, um etwa 70% Ethylen bezogen auf das umgewandelte
Methanol zu liefern. Während
in dem Durchlauf-Einzelfestbett von Vergleichsbeispiel A die 70
Einheiten von Katalysator einem mittleren Partialdruck von Methanol
mit 11,6 kPa (0,1145 ata) ausgesetzt wurden, wurden an dieser vergleichbaren
Stelle in der rückgemischten
Reihe von Beispiel 1 die 127 Einheiten von MTO-Katalysator einem Partialdruck
von Methanol mit nicht mehr als 6,08 kPa (0,06 ata) ausgesetzt.
Während
in dem Durchlauf-Einzelbettverfahren
von Vergleichsbeispiel A die Umwandlung der verbleibenden 19.100
g Mol/h (42 MPH) Methanol weitere 285 relative Volumeneinheiten
an MTO-Katalysator erfordern, so dass das Verhältnis von umgewandeltem MeOH
zu Katalysatorvolumen 105/355 = 0,295 beträgt, werden in der rückgemischten
Reihe von Reaktoren, wie sie in Beispiel 1 veranschaulicht wurden,
lediglich 170 relative Volumenanteile an MTO-Katalysator benötigt, um
eine Umwandlung von 105 MPH Methanol zu erzielen, so dass das Verhältnis von
umgesetztem MeOH zu dem Katalysatorvolumen 105/170 = 0,618 beträgt.
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Mit
Hilfe des Verfahrens der vorliegenden Erfindung kann die gleiche
MeOH-Menge pro Zeiteinheit mit einem stark herabgesetzten Einsatz
an MTO-Katalysator umgesetzt werden, wobei der Katalysator mit einer sehr
viel langsameren Geschwindigkeit bis zur Inaktivität einer
Verkokung unterliegt, als sie mit einem Betrieb in einem Durchlauf-Einzelbettverfahren
möglich
wäre.
