Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von kurzkettigen oder niedermolekularen Olefinen, insbesondere von Ethylen und Propylen, wobei ein wenigstens ein Oxygenat enthaltender Eduktstrom und ein wenigstens ein C ₄₊ -Olefin enthaltender Eduktstrom simultan in wenigstens einem gleichen Reaktor an einem gleichen Katalysator zu einem niedermolekularen Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassenden Produktgemisch umgesetzt werden. Des Weiteren betrifft die vorliegende Erfindung auch eine zur Durchführung des Verfahrens geeignete Anlage.

Propen (C3H6), oft auch als Propylen bezeichnet, ist einer der wichtigsten Ausgangsstoffe der chemischen Industrie. Die Nachfrage nach dem Grundstoff Propylen steigt weltweit, wobei Propylen genauso wie Ethylen zumeist in einem Steam-Cracker in einem vom Verfahren und den Rohstoffen abhängigen Verhältnis aus Erdöl erzeugt wird.

Um zusätzliches Propylen zu gewinnen, existieren eine Reihe von Verfahren, wie etwa der PDH-Prozess, der von Propan als Edukt ausgeht. Da jedoch nach wie vor durch Steam-Cracking der größte Anteil an Propylen erzeugt wird (etwa 70 %), gibt es eine Tendenz, die in Crackern oder anderen petrochemischen Anlagen anfallenden C ₄ - bis Cs -Olefine zu zusätzlichem Propylen, teilweise auch zu Ethylen zu konvertieren.

Dies kann zum einen über das Methatese-Verfahren erfolgen, welches auf einer Synproportionierung von Ethylen und Butylen beruht. Nachteilig ist hier, dass dazu die Ethylen-Produktion aufgestockt werden muss und nur C ₄ -Olefine konvertiert werden können. Weiterhin ist eine Olefin-Konversion möglich, bei der C ₄₊ -Olefine zu Propylen umgesetzt werden. Diese Spaltung erfolgt mittels des Propylur- oder des OCP- Verfahrens und wird vor allem genutzt, um die in einer Cracker-Anlage produzierten - vergleichsweise niedrig zu bewertenden - C ₄₊ -Olefine zur Produktion von Propylen zu nutzen. Aufgrund der Endothermie der Reaktion fällt die Temperatur im Reaktor jedoch mit zunehmendem Umsatz und begrenzt somit die erreichbare Propylenausbeute.

Schließlich bietet sich das Methanol-To-Propylene-Verfahren (auch MTP®- Verfahren) an, bei dem Methanol/Dimethylether oder auch andere Oxygenate an einem zumeist zeolithischen Katalysator zu Propylen umgesetzt werden.

Die DE 10 2005 048 931 beschreibt ein solches MTP®-Verfahren zur Herstellung von C2- bis C ₄ - Olefinen aus einem Wasserdampf und Oxygenate, wie Methanol und/oder Dimethylether, enthaltenden Eduktgemisch, bei dem das Eduktgemisch in wenigstens einem Reaktor durch eine heterogen-katalysierte Reaktion zu einem niedermolekulare Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassenden Reaktionsgemisch umgesetzt wird. Dieses Reaktionsgemisch wird dann in einer ersten Trenneinrichtung in ein C5- -olefinreiches Gemisch, eine an C5+ -Benzinkohlenwasserstoffen reiche Fraktion und eine wässrige Phase aufgetrennt. Die C5+ -Benzinkohlenwasserstoff reiche Fraktion wird danach einer zweiten Trenneinrichtung zugeführt, in der die Aromaten aus dem Gemisch entfernt werden. Der verbleibende, weitgehend aromatenfreie Reststrom wird als Recyclingstrom wenigstens teilweise in den Reaktor rückgeführt. Dies hat den Vorteil, dass sich der Olefin-Anteil größtenteils zu Propylen umwandeln lässt, wodurch die Ausbeute an Propylen insgesamt erhöht wird.

Die WO 2008/039552 A1 lehrt ein Verfahren, in dem MTP®- und Spaltverfahren hintereinander geschaltet sind. Dazu werden die Oxygenate in einem Reaktor in Olefine nach dem MTP®-Verfahren umgewandelt. Aus dem so erhaltenen Pro- duktstrom werden Ethylen und Propylen abgetrennt. Bei dieser Abtrennung werden auch verbleibende Oxygenate und Wasser aus dem Strom entfernt, wodurch eine reine C ₄₊ -Fraktion entsteht, die in einen Olefinspaltreaktor überführt wird. Durch Spaltung der Olefine kann dann noch weiteres Ethylen und Propylen gewonnen werden.

Die US 2004/008 7824 A1 beschreibt eine Kombination der beiden Verfahren zur Umsetzung von Oxygenaten und Spaltung von Olefinen ausgehend von dem Produktgemisch aus einer Fischer-Tropsch-Synthese. Dazu wird der Produkt- ström, welcher sowohl Oxygenate als auch C6+ -Olefine enthält, mit einem sauren, Olefin-spaltenden Katalysator in Verbindung gebracht. Sowohl die Oxygenate als auch die höherwertigen Olefine werden dann zu leichten Olefinen wie Propylen, Buten und Penten umgesetzt. Die Umsetzung erfolgt bei Temperaturen zwischen 260 und 454° C sowie einem Druck unterhalb von 69 bar. Durch diese Reaktionsbedingungen entsteht jedoch noch immer eine erhebliche C ₄₊ -Olefin-Fraktion, wohingegen C ₄ /Cs Olefine nicht nennenswert zu leichteren Olefinen umgesetzt werden und das Wertprodukt Ethylen kaum gewonnen werden kann. Den Verbund einer MTP®- mit einer Cracker-Anlage beschreibt die DE 10 2007 045 238 A1 , wobei MTP®- Reaktor und Cracker parallel geschaltet sind. Die jeweiligen Zwischenproduktströme des Steam-Crackers und des Reaktors werden zumindest teilweise zusammengeführt. Dies hat den Vorteil, dass die sich anschließenden Trenneinrichtungen gemeinsam genutzt werden kön- nen. Teile dieser Ströme werden zudem zu dem Steam-Cracker und/oder dem MTP®-Reaktor zurückgeführt, wodurch sich insbesondere im MTP®-Reaktor die längerkettigen Alkene zu leichteren Olefinen, insbesondere Ethylen und Propylen, spalten. Mit einer Verschattung nach der DE 10 2007 045 238 A1 können aus 1 .660.000 jato Methanol im Verbund von MTP®- und Cracker-Anlagen 50.899 jato Ethylen und 440.331 jato Propylen mehr als in der reinen Cracker-Anlage produziert und damit das Verhältnis C2 zu C3 zu Gunsten von Propylen wirksam von 43,06 auf 1 ,86 verschoben werden. Allerdings liegt die Selektivität der Summe der Wertprodukte Propylen und Ethylen bezogen auf Methanol nur bei 0,68 und damit deutlich < 1 , woraus sich ergibt, dass die Selektivität nur geringfügig größer ist als in einer autarken MTP®-Anlage. Dies bedeutet, dass die erhöhte Ausbeute an Propylen hauptsächlich der reinen Nebeneinanderschaltung von MTP®- und Cracker-Anlage zuzuordnen ist und keine wesentliche Reduktion der im MTP®-/ Cracker-Komplex vorhandenen Olefine mit höheren C-Zahlen erfolgen konnte.

Aus der DE 10 2007 045 238 A1 ist auch bekannt, dass durch die Gegenwart von längerkettigen Olefinen und damit verbunden dem Ablauf endothermer Reaktionen die Temperatur im Reaktor gesenkt werden kann. Allerdings ist dem Stand der Technik nicht zu entnehmen, in welchem Verhältnis die Ströme von Oxygenaten und C ₄₊ -Olefinen stehen müssen, um die Temperatur im Reaktor auf einem nahezu konstanten Niveau zu halten. Eine möglichst gleichmäßige Temperaturführung ist jedoch deshalb wichtig, weil die Olefin-Spaltung bisher dadurch begrenzt wird, dass die endotherme Reaktion die Temperatur im Reaktor absinken lässt, so dass schließlich nicht mehr genügend Energie zum Überwinden der Aktivierungsenergie der Reaktion zur Verfügung steht und die Reaktion deshalb nicht vollständig erfolgt. Gleichzeitig ist das klassische MTP®- Verfahren hoch exotherm, so dass trotz aufwendiger Kühlkonstruktion die an- steigende Temperatur im Reaktor die Selektivität hinsichtlich Propylen verringert.

Es ist daher Aufgabe der Erfindung, ein Verfahren bereit zu stellen, bei dem durch eine möglichst homogene Temperaturführung eine Maximierung der Ausbeute an Propylen und Ethylen erreicht werden kann. Diese Aufgabe wird mit der Erfindung mit den Merkmalen des Anspruchs 1 im Wesentlichen dadurch gelöst, dass ein wenigstens ein Oxygenat enthaltender Eduktstrom und ein wenigstens ein C ₄₊ -Olefin enthaltender Eduktstrom simultan in wenigstens einem gleichen Reaktor an einem gleichen Katalysator zu einem niedermolekulare Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassenden Produktgemisch umgesetzt wird. Das Verhältnis von Oxygenaten zu C ₄₊ -Olefinen wird dabei erfindungsgemäß auf ein Verhältnis zwischen 0,05 und 0,5, vorzugsweise zwischen 0, 15 und 0,3 eingestellt. Dieses Verhältnis berechnet sich nach der Formel

mit: k oxygenat-j : Kohlenstoff-Zahl des Oxygenats j

n oxygenat-j : Molenstrom des Oxygenats j

k oiefin-i : Kohlenstoff-Zahl des Olefins i

n oiefin-i : Molenstrom des Olefins i Da simultan aus den Oxygenaten in einer exothermen Reaktion leichte Olefine gebildet und die C ₄₊ -Olefine in einer endothermen Reaktion zu leichten Olefinen gespalten werden, halten sich Energiebedarf und Energiebereitstellung die Waage. Die Energietönung der Gesamtreaktion kann durch die optimierte Einstellung des Verhältnisses OlefineOxygenate kontrolliert und der Reaktor so bei optimaler Temperatur betrieben werden. Dadurch wird die Propylen-Ausbeute in Bezug auf die gewählten Druck- und Temperaturreaktionsbedingungen maxi- miert. Normalerweise wird dazu ein konstantes oder gegen Reaktorende leicht ansteigendes Temperaturprofil eingestellt, zum Beispiel ein Temperaturgradient von 480 zu 500°C

Aus dem erfindungsgemäßen Verfahren ergeben sich mehrere Synergieeffekte. Zum einen ist die Steigerung der Ausbeute der Wertprodukte Propylen und Ethylen ohne Ausbau der Kapazität der eigentlichen Cracker-Anlage zu nennen. Zum anderen wird die nachgeschaltete Hydrierung zur Umsetzung der längerkettigen Olefine entlastet, da der Anteil der längerkettigen Olefine gesenkt werden kann. Dieser Effekt kann insbesondere dann zum Tragen kommen, wenn eine Olefin-Trennung wie sie in der WO 2006/048184 A1 beschrieben ist, an eine entsprechende Anlage angeschlossen wird, und die olefinarmen Produktströme direkt zum Cracker zurückgeführt werden können. Schließlich kann es auch zu einer Steigerung der Aromatenausbeute kommen, was deshalb wirtschaftlich vorteilhaft sein kann, wenn es Ziel der Anlage ist, hauptsächlich höhere Aromaten zu erzeugen.

Eine Kopplung beider Grundreaktionen in dem erfindungsmäßigen Olefin- Konversionsverfahren führt wie beschrieben zu einer energetischen Kompensation. Zu diesem Zweck kann auf der einen Seite in eine bestehende MTP®- Anlage eine maximierte Menge an Fremdolefinen eingeführt werden oder es kann auf der anderen Seite von dem noch häufiger vorliegenden Fall ausgegangen werden, dass durch das Vorhandensein einer Cracker-Anlage Olefine verfügbar sind. Diese Olefine können mit minimiertem Einsatz von Methanol oder anderen Oxygenaten zu Propylen umgesetzt werden. Der Verbund einer Cra- cker- oder einer anderen Olefin-Nebenprodukte produzierenden Anlage mit einer erfindungsmäßigen Olefinkonversionsanlage erlaubt somit eine maßgeschneiderte und skalierbare Propylen-Produktion.

Der Reaktor und das Verfahren können darüber hinaus gegenüber dem klassi- sehen MTP®-Verfahren stark vereinfacht werden. Zum einen hat der Reaktor nur 3 bis 4 Katalysatorbetten gegenüber 6 beim Standard-MTP® Reaktor. Die für die Verdampfungskühlung zwischen den Betten erforderlichen Einbauten entfallen ebenso wie ein dem MTP®-Reaktor vorgeschalteter DME-Reaktor mit nachfolgender Teilkondensation des Reaktionswassers.

Eine teilweise Rückführung von nicht umgesetzten Olefinen ermöglicht es, Einsatzströme mit unterschiedlichen Olefin-Gehalten zu verarbeiten oder unterschiedliche Mengen an Wertprodukten Propylen und Ethylen herstellen zu können. Dazu wird von dem Produktgemisch aus dem Reaktor in einer ersten Trenneinrichtung ein C3- -Olefin reiches Gemisch von einem an C ₄₊ - Benzinkohlenwasserstoffen reichen Strom abgetrennt. Der benzinkohlenwas- serstoffreiche Strom, der überwiegend Fraktionen mit einer Kettenlänge von mindestens vier Kohlenstoffatomen aufweist, wird danach einer zweiten Trenneinrichtung zugeführt und dort in einen, einen Großteil der C ₄ -Verbindungen enthaltenden Strom, eine Fraktion, die überwiegend Verbindungen mit wenigstens fünf C-Atomen aufweist, und einen Recyclingstrom aufgetrennt, wobei sich der Recyclingstrom vorzugsweise im Wesentlichen aus C ₄ -C6-Verbindungen zusammensetzt. Der Recyclingstrom wird wenigstens teilweise in den Reaktor zurückgeführt, wobei das Molverhältnis zwischen dem Recyclingstrom und dem wenigstens ein C ₄₊ -Olefin enthaltenden Eduktstrom zwischen 0, 1 und 1 ,5 liegt.

In einer vorteilhaften Ausführungsform der Erfindung wird die zweite Trenneinrichtung bei einem Druck von 4-15 bar betrieben, und der Recyclingstrom wird über eine Leitung als Seitenabzug, vorzugsweise in Gasform, entnommen und unmittelbar in eine in den Reaktor mündende Leitung zurückgeführt.

Die Aufbereitung des Recyclingstroms hat eine große Bedeutung für die Propylen/ Ethylenausbeuten. Weil nur C ₄₊ Olefine sich in merklichem Ausmaß zu Propylen/ Ethylen umsetzen lassen, soll der Recyclingstrom eine Fraktion mit einem maximalen Olefinanteil enthalten. Abhängig von der Zusammensetzung des Eduktstroms C bezüglich der Olefine C ₄ - Cs enthält der Einsatzstrom B zur zweiten Trenneinrichtung unterschiedliche Restanteile an nicht umgesetzten C ₄ - C6 Olefinen. In der zweiten Trenneinrichtung sollen diese möglichst gut im Recyclingstrom konzentriert werden, indem ein möglichst großer Anteil von C _4- 6 Paraffinen in den entsprechenden Produktströmen A und F aus dem Kreislauf entfernt wird.

In einem einfachen Fall wird erfindungsgemäß die zweite Trenneinrichtung als Destillationskolonne ausgeführt, wobei der Recyclingstrom zwischen der Positi- on des Einsatzstroms und dem Kolonnenkopf in einer geeigneten Position als Seitenabzug entnommen wird. Vorzugsweise wird die Kolonne bei einem Druck einige bar oberhalb des Reaktordrucks betrieben, damit der Seitenabzugsstrom als Gasstrom entnommen und ohne weitere Kompression zum Reaktor geführt werden kann. Das hat den Vorteil, dass eine Wiederverdampfung (im Fall eines flüssigen Recyclingstroms) bzw. eine Verdichtung (im Fall eines gasförmigen Recyclingstroms bei niedrigem Druck) mit einem Kompressor entfallen kann.

Typischerweise muss in einer Anlage mit schwankenden Zusammensetzungen des Eduktstroms C oder sogar mit unterschiedlichen Eduktströmen gerechnet werden. Damit ergeben sich im Einsatzstrom B zur zweiten Trenneinrichtung zeitlich unterschiedliche C _4- 6 Trennaufgaben, die in der Standardschaltung mit Seitenabzug nur noch ungenügend zu bewältigen sind. Erfindungsgemäß ist unter diesen komplexeren Voraussetzungen eine integrierte Destillationskolonne nach Fig. 6 auszuführen. Diese ermöglicht es, im oberen Teil der Kolonne einen C ₄ -Schnitt so abzutrennen, dass im unteren Teil das Kopfprodukt, d.h. der Recyclingstrom R eine optimale Menge C ₄ enthält. Im unteren Teil der Kolonne kann unabhängig davon eine optimale Menge C5-6 in das Kopfprodukt, d.h. den Recyclingstrom R gelenkt werden. Der vom oberen in den unteren Teil geführte Strom kann als Rückfluss aufgegeben werden, wenn der Eduktstrom C haupt- sächlich C ₄ Kohlenwasserstoffe enthält. Wenn der Anteil von C5 Kohlenwasser- Stoffen im Eduktstrom C dagegen hoch ist, ist der Strom als Einsatz in den mittleren Teil aufzugeben, dam it eine Abreicherung von C5 im Recyclingstrom R erfolgen kann. Weiterhin muss erfindungsgemäß ein Katalysator eingesetzt werden, der sowohl in der Lage ist, die Umwandlung der Oxygenate zu niedermolekularen Olefinen zu katalysieren als auch als Spaltkatalysator für die C ₄₊ -Olefine wirkt. Erfindungsgemäß eignet sich dafür vor allem ein formselektives Zeolithmaterial, insbesondere ein Alumosilikat vom Pentasil-Typ ZSM-5.

Günstig ist auch, den Katalysator in mehreren, wenigstens zwei, vorzugsweise vier Katalysatorbetten in dem Reaktor einzuordnen und den Eduktstrom so in mehrere Teilströme einzuteilen, dass jeder Teilstrom auf eines der Katalysatorbetten geleitet wird. Dadurch kann eine Temperaturregelung jeder einzelnen Stufe des Reaktors durch die anteilige Aufgabe von gasförmigem Oxygenat zum Produktstrom der vorherigen Stufe bewirkt werden. Durch Variation der Menge an Oxygenat im Verhältnis zu den Kohlenwasserstoff/Olefin-Anteilen, der Aufgabetemperatur und den Reaktionsbedingungen, kann so die Austrittstemperatur jeder Stufe für ein weites Spektrum von Einsatzbedingungen eingestellt und geregelt werden.

Als Oxygenate eignen sich besonders Alkohole, vor allem Methanol, aber auch Gem ische wie zum Beispiel Bioethanol mit seinen Verunreinigungen oder die in einer Bioethanolanlage als Nebenprodukte ("Fuselöl") anfallenden C3- bis Ce- Alkohole. Das erfindungsgemäße Verfahren stellt som it eine seltene Verknüpfung der Rohstoffgewinnung aus fossilen Energieträgern und der Rohstoffgewinnung aus nachwachsenden Rohstoffen dar. Eine solche Verknüpfung ist insbesondere in Übergangssituationen von einem Energieträger zum anderen vorteilhaft und erlaubt es, Produktivitätsschwankungen in einem der beiden Verfahren auszugleichen. Erfindungsgemäß wird der Druck am Eintritt des Reaktors auf einen Wert zwischen 1 ,5 bis 10 bar, vorzugsweise auf einen Wert zwischen 1 ,8 bis 5 bar, eingestellt. Dadurch kann sichergestellt werden, dass beide Reaktionen mit besonders hoher Selektivität hinsichtlich Propylen ablaufen.

Je höher der Druck, desto niedriger die Propylen-Ausbeute und umso weniger Oxygenat wird zur Einstellung der Temperatur benötigt. In einer Olefin- Überschusssituation bietet es sich also insbesondere an, bei niedrigerer Propylen-Ausbeute als der theoretisch möglichen den Druck auf 3 bis 5 bar anzuheben, um die Dimensionen der Apparate und damit die Kompressionsund Investitionskosten zu senken.

Die Temperatur am Austritt des Reaktors liegt zwischen 460 und 560 °C vor- zugsweise zwischen 480 und 510 °C. Dieses Temperaturfenster ermöglicht die simultane Ausführung von MTP®-Verfahren und Spaltreaktionen ohne die Bildung unerwünschter Nebenprodukte.

Als Ausgangsstoff eignen sich insbesondere auch Oxygenate, die bei der Pro- duktion von Ethanol durch Fermentation und/oder bei einer Fischer-Tropsch- Synthese als Nebenprodukt angefallen sind. Der C ₄₊ -Olefine enthaltende Eduktstrom kann mindestens ein C2 bis C10 -Olefin enthalten, das bei einer Fischer-Tropsch-Synthese als Primärprodukt erzeugt wurde. Auch hier findet sich wieder die vorteilhafte Verknüpfung von Verfahren mit Ausgangsstoffen sowohl aus dem Bereich der fossilen als auch der nachwachsenden Rohstoffe. Das gerade im Bereich der nachwachsenden Rohstoffe oft als unerwünschtes Nebenprodukt mitgeführte Wasser kann in einem erfindungsgemäßen Olefin- Konversionsverfahren sinnvoll eingesetzt werden, da so auf einen zusätzlichen Wasserstrom ganz oder teilweise verzichtet werden kann. Die Erfindung umfasst weiterhin auch eine Anlage zur Herstellung von niedermolekularen Olefinen, insbesondere von Ethylen und Propylen, mit den Merkmalen des Anspruchs 9, die zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens geeignet ist. In wenigstens einem mit Katalysator befüllten Reaktor werden simultan ein wenigstens ein Oxygenat enthaltender Eduktstrom und ein C ₄₊ - Olefin enthaltender Eduktstrom zu einem niedermolekulare Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassenden Produktgemisch umgesetzt, wobei in diesen Reaktor wenigstens eine Zuführungsleitung des Oxygenate enthaltenden Eduktstroms und eine Zuführungsleitung des C ₄₊ -Olefine enthaltenden Eduktstroms münden und mittels einer Dosiereinrichtung das erfindungsgemäß definierte Verhältnis dieser beiden Eduktströme auf einen Wert zwischen 0,05 und 0,5 einstellbar ist.

Weil das Verhältnis der Oxygenate gegenüber den Olefinen im Einsatz relativ klein ist, befinden sich im Produktgemisch des Reaktors nur noch kleine Restgehalte an Oxygenaten. Deshalb kann die Aufbereitung des Produktgemisches gegenüber dem klassischen MTP®-Verfahren z. T. stark vereinfacht werden

Eine demgemäße Ausgestaltung der Erfindung sieht vor, dass dem Reaktor eine erste Trenneinrichtung zur Auftrennung des erhaltenen Produktgemisches in ein C3- -Olefin reiches Gemisch und ein an C ₄₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reiches Gemisch nachgeschaltet ist. Auf diese erste Trenneinrichtung folgt eine zweite Trenneinrichtung zur Auftrennung des an C ₄₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reichen Gemischs in einen im Wesentlichen C ₄ -Fraktionen enthaltenen Strom, einen an Cs+ -Benzinkohlenwasserstoffen reichen Strom und einen vorzugsweise vor allem C ₄ -C6 -Olefine enthaltenden Recyclingstrom. Es hat sich als günstig erwiesen, wenn eine Rückführleitung von dieser zweiten Trenneinrichtung zurück zum Reaktor führt. In dieser Rückführleitung ist eine Dosiereinrichtung vorgesehen, mit welcher das Molverhältnis zwischen dem an Aromaten armen Recyclingstrom und dem C ₄₊ -Olefine enthaltenden Eduktstrom auf einen Wert zwischen 0, 1 und 1 ,5 einstellbar ist. So können höherwertige Benzinkohlenwasserstoffe durch Spaltung doch noch in die Zielprodukte Ethylen und Propylen umgewandelt werden. Es liegt auch im Rahmen der Erfindung, die zweite Trenneinrichtung in Form einer integrierten Kolonne auszuführen, wobei im oberen Teil ein C ₄ -Schnitt über eine Leitung als Kopfprodukt abgetrennt wird, das Sumpfprodukt über eine Leitung im unteren Teil als Rückfluss oder Einsatz aufgegeben wird und im unteren Teil ein C _4- 6 -Schnitt über eine Leitung als Kopfprodukt und ein Cs+ - Schnitt über eine Leitung als Sumpfprodukt entnommen werden.

Der Reaktor kann als typischer Reaktor für eine heterogen-katalysierte Reaktion in einer Gasphase ausgestaltet sein, wie es zum Beispiel ein Rohrbündelreaktor oder auch ein Festbettreaktor ist. Es hat sich als besonders vorteilhaft erwiesen, den Reaktor als Festbettreaktor zu gestalten, wobei der Katalysator in mehreren einzelnen, wenigstens zwei, vorzugsweise vier, Katalysatorfestbetten angeordnet ist. In diesen einzelnen Stufen des Reaktors mündet jeweils eine Leitung, über die Teile des Oxygenate enthaltenden Eduktstroms einströmen. Diese Leitungen werden durch eine Dosiervorrichtung beschickt. Jede Stufe, insbe- sondere die Stufen 1 und 2 werden auf minimale Verweilzeit/Reservekapazität ausgelegt. Die vierte Stufe ist eine Sicherheitsstufe, die zur Abreaktion der Oxygenate dient. Ebenso werden C&+ -Olefine ausreagiert, da diese nur teilweise beziehungsweise gar nicht zurückgeführt werden können. Weiterbildungen, Vorteile und Anwendungsmöglichkeiten der Erfindung ergeben sich auch aus der nachfolgenden Beschreibung von Ausführungsbeispielen und den Zeichnungen. Dabei bilden alle beschriebenen und/oder bildlich dargestellten Merkmale für sich oder in beliebiger Kombination den Gegenstand der Erfindung unabhängig von ihrer Zusammenfassung in den Ansprüchen oder deren Rückbeziehung. Es zeigen:

Fig. 1 das grundsätzliche Verfahrensschema;

Fig. 2 schematisch eine erfindungsgemäße Anlage mit zwei nachgeschalteten Trenneinrichtungen;

Fig. 3 schematisch eine erfindungsgemäße Anlage mit vier nachgeschalteten Trennungseinrichtungen;

Fig. 4 ein Statusdiagramm für den Umsatz eines C ₄ - bis C6-Olefinschnitts

(Reaktordruck: 1 ,8 bar (a));

Fig. 5 ein Statusdiagramm für den Umsatz eines C ₄ - bis C6-Olefinschnitts

(Reaktordruck: 4,5 bar (a));

Fig. 6 schematisch eine Ausführung der Trenneinheit 40 als integrierte

Destillationskolonne.

In Fig. 1 ist das grundsätzliche Verfahrensschema dargestellt. In einen Reaktor 20 wird ein wenigstens ein Oxygenat enthaltender Eduktstrom 0 und ein wenigstens ein C ₄₊ -Olefin enthaltender Eduktstrom C eingeleitet und dort simultan an einem festen Katalysator, vorzugsweise ein Alumosilikat vom Pentasiltyp ZSM-5, umgesetzt. Der entstehende Produktstrom P wird anschließend in eine erste Trennvorrichtung 30 geleitet. In dieser Trennvorrichtung 30 wird der Strom P in ein an C3- -Olefin reiches Gemisch H und ein an C ₄₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reiches Gemisch B aufgetrennt. Der Strom B wird anschließend in eine zweite Trennvorrichtung 40 geleitet und dort in einen im Wesentlichen C ₄ - Fraktionen enthaltenen Strom F, einen an Cs+ -Benzinkohlenwasserstoffen reichen Strom A und einen Recyclingstrom R aufgetrennt. Der Recyclingstrom R, der vorzugsweise vorwiegend C ₄ -C6-Olefine in Gasform enthält, wird anschließend wenigstens teilweise in den Reaktor 20 zurückgeführt. Fig. 2 zeigt die Ausführung einer erfindungsgemäßen Anlage. Dazu wird ein Wasser, vorzugsweise bereits verdampftes Wasser, enthaltender Strom über Leitung 1 einem wenigstens ein C ₄₊ -Olefin enthaltenden Strom in Leitung 2 zugemischt. Über Leitung 3 und Leitung 4 wird die Mischung dieser Ströme in einen Wärmetauscher 10 eingespeist und dort vorerhitzt. Die Menge an C ₄₊ - Olefin wird über die Dosiervorrichtung 6 geregelt. Eine ebenfalls vorhandene Dosiereinrichtung für den Wasserdampf ist in der Abbildung nicht dargestellt. In diesen Wärmetauscher 10 wird außerdem ein über Leitung 5 und Dosiereinrichtung 9 zugeführter Oxygenatstrom verdampft und ggf. überhitzt. Der Olefin / Wasserdampfstrom gelangt über Leitung 1 1 in eine Unterfeuerung 12 und von dort über die Leitungen 13 und 14 weiter in den Reaktor 20. Die Menge des Stroms wird über Dosiervorrichtungen in den Leitungen 1 und 2 sowie 43 eingestellt. Über Leitung 15 tritt der vorverdampfte und optimal überhitzte Oxygenatstrom in eine Dosiervorrichtung 8 ein, von der aus er über Leitung 16 und Leitung 18 direkt vor die Katalysator Festbetten 20b und 20c eingespeist wird. Über Leitung 19 ist es zudem möglich, den Oxygenatstrom wenigstens teilweise in die auf die Reaktoreintrittstemperatur vorerhitzte Olefin-Wasserdampf-Mischung zu leiten und gemeinsam mit dieser in den Reaktor 20 vor das Katalysatorbett 20a zu führen.

Die Menge des Oxygenatstroms ist zu der im Olefinstrom enthaltenden Olefinmenge in das erfindungsgemäß definierte Verhältnis zu setzen, weshalb der Oxygenatstrom durch Regelvorrichtungen wie 7 oder 8 eindosiert werden muss. Diese Dosierung, bzw. die Aufteilung auf die einzelnen Katalysatorfestbetten erfolgt so, dass die Temperatur eines aus einem Bett austretenden Reaktionsgasstroms durch die Oxygenatdosierung vor dem Bett auf den gewünschten Wert eingestellt wird. Das letzte Katalysatorbett 20c wird mit einer geringen Belastung an Oxygenaten ausgelegt, damit der Oxygenatumsatz dort nahezu quantitativ wird. Entsprechend dem C ₄₊ -Olefingehalt und dem Anteil des zugeführten Oxygenats stellt sich über ein Bett jeweils ein Temperaturabfall oderanstieg über wenige Grad Celsius ein, wodurch über den gesamten Reaktor 20 eine Temperaturdifferenz von ca. -5 bis + 13°C entsteht.

Grundsätzlich wäre es auch denkbar, den wasserhaltigen Strom wenigstens teilweise über Leitung 1 direkt in den Reaktor 20 einzuspeisen, was eine weitere Dosiervorrichtung für die zugeführte Wassermenge erfordern würde. Auch eine wenigstens teilweise Zumischung des Wasserstroms in den Oxygenatstrom ist grundsätzlich denkbar.

Ebenso ist denkbar, einen Teil des C ₄₊ Olefin Eduktstroms von Leitung 2 oder einen Teil des olefinhaltigen Recyclingstroms von Leitung 43 zur Leitung 5 oder direkt zu einer oder mehreren der Leitungen 18, 16, 16' zu führen und damit dem Reaktor 20 zuzuführen. Auch hierfür wäre mindestens eine weitere Dosiereinrichtung erforderlich.

Zudem können über Leitung 13' und 19' Teile der Eduktströme in einen Parallelreaktor eingeführt werden, über Leitung 19" können Teile des Stroms aus Lei- tung 19 in Leitung 14 gespeist werden. Auch hier ist eine Dosiereinrichtung möglich. Parallelreaktoren dienen zum einen dazu, das Alterungsverhalten des Katalysators abzupuffern, indem Reaktoren zu verschiedenen Zeitpunkten regeneriert werden. Ein Parallelreaktor kann entweder genauso wie der Reaktor 20 betrieben werden oder auch eine andere Konfiguration, zum Beispiel eine andere Menge von Katalysatorfestbetten aufweisen. Eine solche Parallelverschaltung von Reaktoren ermöglicht eine größere Flexibilität der Anlage hinsichtlich der umgesetzten Massenströme.

Über Leitung 21 ' kann ein in einem eventuell vorhandenen Parallelreaktor ent- standener Produktstrom dem Produktstrom aus Reaktor 20 in Leitung 21 zugemischt werden. Die Summe der Produktströme tritt über Leitung 21 in den Wärmetauscher 10 ein und wird damit gleichzeitig dazu genutzt, die Eduktströme zu erwärmen. In der Wärmerückgewinnungsvorrichtung 10 - ein ebenfalls vorhandener integrierter Schlusskühler ist in der Abbildung nicht dargestellt - findet zudem bereits eine Abtrennung der wässrigen von der organischen Phase statt. Die Gasphase wird über Leitung 22 einem Verdichter 23 zugeführt, von dem aus sie über Leitung 24 in eine erste Trennvorrichtung 30 gelangt. Das auf etwa 25 bar komprimierte Produktgemisch wird in der Trennvorrichtung 30 zunächst in die C3- -Olefine und eine Fraktion der längerkettigen Olefine aufgetrennt. Während die C3- -Olefine über Leitung 32 ausgeschleust werden, gelangt das Sumpfprodukt mit den längerkettigen Olefinen über Leitung 31 in die zweite Trennvorrichtung 40, welche ebenso wie die Trennvorrichtung 30 vorzugsweise als Destilla- tionskolonne ausgestaltet ist. In dieser zweiten Trennvorrichtung 40 werden die C ₄ - Kohlenwasserstoffe als Kopf- und die mindestens fünf Kohlenstoffatome enthaltenden Kohlenwasserstoffe (C5+ -KW) als Sumpfprodukte abgetrennt. Aus der Trennvorrichtung 40 wird zudem ein Rückführstrom mit einem möglichst großen C ₄ - bis C6-Olefinrestgehalt über Leitung 43 in Leitung 3 zurückgeführt. Die Menge dieses Stroms wird über die Regeleinrichtung 44 bestimmt. Vorzugsweise wird der Rückführstrom in Gasform zum Reaktor zurückgeführt. Dazu wird die Trenneinrichtung 40 bei einem Druck von ~4 bar oberhalb des Reaktordrucks betrieben und über Leitung 43 ein Gas-Teilstrom an einer geeigneten Position aus der Trenneinrichtung entnommen. Wird die Trenneinheit 40 als integrierte Destillationskolonne nach Fig. 6 ausgeführt, wird über Leitung 42 eine C ₄ Fraktion entnommen, wobei die Menge durch den Aufkocher am oberen Teil der Kolonne bestimmt wird. Die restliche Menge an C ₄ gelangt mit C5 Kohlenwasserstoffen über Leitung 46 in den unteren Teil der Kolonne und wird mit einer vorteilhaften Menge C5-6 Kohlenwasserstoffen über Leitung 43 zum Reaktor geführt. Über die Regelung des Aufkochers am unteren Teil der Kolonne wird bestimmt, welcher Teil der Cs+ Kohlenwasserstoffe zum Kopf der Kolonne geführt bzw. als Sumpfprodukt gewonnen wird. Die aromatenreiche Fraktion C&+ wird vorwiegend über Leitung 31 als Produkt aus dem Prozess herausgeführt.

In der Einheit zur Wärmerückgewinnung 1 0 wird aus den Reaktionsgasen Wasserdampf kondensiert und abgetrennt. Aus dem wässrigen Kondensat kann in einem nicht dargestellten Stripper eine oxygenathaltige Fraktion zurückgewon- nen und in den Reaktor 20 rückgeführt werden.

Die in Fig. 2 dargestellte Minimalkonfiguration kann vor allem in Fällen mit einem im Vergleich geringen Oxygenateinsatz Anwendung finden. Ein das Propylenprodukt komprom ittierender Restgehalt an leichtflüchtigen Reaktions- Produkten, z. B. Dimethylether (DME) kann ohne besonderen apparatemäßigen Aufwand spätestens im nicht dargestellten C3-Splitter mit dem Sumpfprodukt Propan abgetrennt werden.

Sollte dies nicht möglich sein, weil besondere Anforderungen an das Propan- produkt gestellt werden oder weil mit sehr hohem Oxygenateinsatz eine hohe Propylenausbeute erzeugt werden soll, dann kann eine aufwendigere Konfiguration zur Anwendung kommen, die in Fig. 3 dargestellt ist.

Der Aufbau der Reaktoreinheit ähnelt dabei derjenigen, die bereits in Fig. 2 beschrieben ist. Allerdings ist der Reaktor als vierstufiger Reaktor vorgesehen, weshalb über Leitung 16' und Dosiervorrichtung 8' ein weiterer Oxygenatteilstrom in den Reaktor 20 eingespeist wird.

Nach der Kompression auf etwa 25 bar in dem Kompressor 23 werden die Produktsströme über die Leitungen 24 und 25 zunächst einer Trennvorrichtung bestehend aus den Kolonnen 30 und 50 zugeführt. Diese Trenneinrichtung ist beschrieben in der DE 102008058931 A1 und trennt mit Hilfe eines Waschmittels - hier Methanol - das Produktgemisch in eine oxygenatfreie C3- Fraktion (Leitung 51 ), einen C ₄₊ Strom (Leitung 31 ) sowie das vorwiegend mit DME/ C _4- 5 Kohlenwasserstoffen beladene Waschmittel (Leitung 54). Der flüssige Produktstrom wird über Leitung 24 zur Trennvorrichtung 30 geführt und in eine kurzkettige (C3. -Olefine) und eine langkettige (C _{4 *} -Olef ine) Fraktion aufgeteilt. Die kurzkettige Fraktion wird über Leitung 32 in Leitung 25 zugemischt und der kombinierte - die gesamte C3. -Olefinausbeute enthaltende - Strom der Trenn- einrichtung 50 zugeführt. , Dort werden restliche Mengen an C ₄₊ Kohlenwasserstoffen aus dem C3- Kopfprodukt abgetrennt und gleichzeitig mit Hilfe eines Oxygenat-Waschm ittels vorzugsweise Methanol, leichtflüchtigen Oxygenate, vor allem DME, quantitativ aus dem C3- Produkt entfernt. .. Die C3- -Olefine werden dann über Leitung 51 ausgeführt.

Im weiteren Fortgang wird - über DE 102008058931 A1 hinausgehend - der Methanol/Oxygenat/Olefinstrom über Leitung 61 entweder direkt in Leitung 5 dem Oxygenateinsatz zugemischt und über Leitung 5' in die Vorrichtung zur Wärmerückgewinnung 10 eingespeist. Oder es wird eine zusätzliche Trennvor- richtung 60 geschaltet, durch die die enthaltenen C _4- 5 Olefine abgetrennt und über Leitung 62 abgezogen werden können. Leitung 62 mündet in Leitung 43, wodurch der vereinte Olefinstrom über Leitung 44 in Leitung 3 rückgeführt werden kann. Das Methanol-Sumpfprodukt der Kolonne 60 wird über Leitung 61 dem Oxygenat-Einsatz beigemischt. Die Trennung von C _4- 5 Kohlenwasserstoffen von Methanol hat den Effekt, daß die Kohlenwasserstoffe bei hoher Temperatur dem Reaktor zugeführt werden können und demnach bei sehr niedrigen Oxygenat / Olefin Verhältnissen die Energiebilanz verbessern. Umgekehrt kann bei einem relativ hohen Oxygenateinsatz auf eine weitere Trennvorrichtung 60 verzichtet werden, weil durch die "Verdünnung" des Oxygenates durch Olefine ein stärkerer Kühleffekt vor der Aufgabe auf das Katalysatorbett erzielt wird, was bei hohen Oxygenateinsätzen erwünscht ist.

Die längerkettigen Kohlenwasserstoffe werden aus der Trenneinrichtung 30 über Leitung 31 in eine Trennvorrichtung 40 eingebracht, in der die C ₄ - von den C5+-Kohlenwasserstoffen getrennt werden. Aus dem Kopf der Destillationskolonne 40 werden über Leitung 42 C ₄ Kohlenwasserstoffe ausgeschleust, während die C5+ Kohlenwasserstoffe die Kolonne über Leitung 41 aus dem Sumpf der Kolonne 40 verlassen. Ferner kann über Leitung 43 ein Recyclingstrom aus der Kolonne 40 über Leitung 44 in Leitung 3 rückgeführt werden. Die Position der Leitung 43 in der Kolonne 40 wird so bestimmt, dass entsprechend der Zusammensetzung des Einsatzes in der Leitung 31 ein maximaler C ₄ -C6 Anteil des Recyclingstroms in Leitung 43 eingestellt werden kann. Vorzugsweise wird die Kolonne bei einem Druck von > 4 bar oberhalb des Reaktordrucks betrieben, damit der Recyclingstrom ohne Kompression in Gasform zum Reaktor zurückge- führt werden kann.

In Fig. 4 sind wesentliche der genannten Zusammenhänge für einen typischen C ₄ -C6-Olefinschnitt aus einer Cracker-Anlage veranschaulicht. Bei einem Reaktordruck von 1 .8 bar (a) stellt sich bei einem Methanol-Einsatz von 15 - 30 % definiert nach dem erfindungsgemäßen Mengenverhältnis V ein Temperaturprofil über den Gesamtreaktor von -5 bis +13°C ein. Der Temperatur-Haltebereich wird dabei durch unterschiedliche Vorwärmtemperaturen des Methanols eingestellt. Das Propylen:Methanol-Verhältnis beträgt 3.6 - 1 .5. Bei einem Olefin- Gesamtumsatz von 80 - 75 % liegt die erzielbare Selektivität bezogen auf die Gesamtmenge Ethylen und Propylen bei 59.5 - 57%. Wie beim MTP®-Prozess begünstigt ein möglichst niedriger Druck - d. h. ca. 1 .7 - 1 .9 bar (a) im Reaktoreintritt - die Propylen- und Ethylenausbeuten. Weil aber C ₄₊ -Olefine z.T. unerwünschte und niedriger bewertete Produkte darstellen, kann der Eintrittsdruck in einem erfindungsgemäßen Reaktor auf 3 - 5 bar angehoben werden, ohne dass dadurch die Wirtschaftlichkeit des Verfahrens zunichte gemacht wird. Der hohe Druck ermöglicht eine kompakte Ausführung der Anlage und geringere Investitions- und Betriebsmittelkosten. Auf eine maximale Propylenausbeute wird unter diesen Randbedingungen verzichtet. Je höher der Druck, desto niedriger die Propylenausbeute und umso weniger Methanol (Oxygenat) wird zur Einstellung der Temperatur benötigt.

Fig. 5 zeigt, wie sich bei einem Reaktordruck von 4.5 bar (a) bei einem Methanol-Einsatz (= V ^* 100) von 5 - 23 % ein Temperaturprofil von -5 bis +13°C einstellt. Das Propylen: Methanol-Verhältnis beträgt 10:2. Bei einem Olefin- Gesamtumsatz von 85 - 80 % liegt die erzielbare Selektivität bezogen auf die Gesamtmenge Ethylen und Propylen bei 49-48%.

Beispiel 1

In Beispiel 1 wird angenommen, dass aus einem für eine Cracker-Anlage typischen C ₄₊ -Olefinschnitt von 62 t/h mit 67 Massen-% Olefine, davon 53 % C ₄ - Olefine wirtschaftlich sinnvoll eine möglichst große Menge an Propylen und Ethylen erzeugt werden soll. Dazu wird eine Olefin-Methanol- Konversionsanlage, wie sie in Fig. 3 dargestellt ist, konfiguriert, die bei 1 .8 bar Reaktordruck und einer relativ hohen Rückführungsrate (1 .38) und Methanol- Einsatz (24 %) arbeiten soll. Die Reaktor-Zieltemperatur beträgt ~497 °C. Im Falle von nur drei Trennvorrichtungen 30, 40 und 50 ist mit einer Temperaturer- höhung von 7,5 °C zu rechnen. Die Trenneinheit 40 ist als integrierte Kolonne nach Fig. 6 ausgeführt.

In Tabelle 1 ist eine Massenbilanz, in Tabelle 2 sind die Einsatz/Produktmengen und wichtige Kennzahlen eines solchen Prozesses zusammengestellt.

Für den Reaktor wird eine Gesamthöhe von ~9 m und ein Durchmesser von 5,5 m angenommen.

Tab. 1 Massenbilanz eines Verfahrens nach Beispiel 1

Leitung Nr. 2 5 22 51 42 41 43

Massenfluss [kg/h]

MEOH 0.00 30000.00 397.05 0.03 0.03 0.00 32.76

DME 0.00 0.00 31 .15 0.00 0.01 0.00 0.12

H20 0.00 0.00 7557.60 0.00 0.00 0.00 309.72

C2H4 0.00 0.00 5377.64 5167.57 0.00 0.00 14.79

C3H6 0.00 0.00 28059.67 27348.31 1 14.82 0.00 161 .19

C4= 32573.19 0.00 19543.05 0.00 4584.01 0.92 13874.14

C5= 3886.99 0.00 10551 .97 0.00 10.38 3027.1 1 7389.67

C6-C8= 5056.42 0.00 3403.66 0.00 0.00 2320.84 1079.64

CH4 0.00 0.00 204.66 198.50 0.00 0.00 0.43

C2 0.00 0.00 41 .09 40.69 0.00 0.00 0.03

C3 84.76 0.00 1559.61 1483.84 26.14 0.00 35.34

C4 12755.22 0.00 67131 .53 0.00 15199.85 4.17 47307.18

C5 2745.57 0.00 15839.87 0.00 62.77 3964.12 1 1600.37

C6-C8 4728.04 0.00 9380.06 0.00 0.00 6391 .67 2984.28

Aromaten 163.61 0.00 5425.31 0.00 0.00 4981 .30 449.28

H2 0.00 0.00 23.94 23.92 0.00 0.00 0.00

CO 0.00 0.00 214.74 214.57 0.00 0.00 0.01

Inertgase 0.00 0.00 3.25 3.20 0.00 0.00 0.00

Oxygenate 0.00 0.00 217.29 0.00 0.00 42.33 160.77

Gesamtfluss [kmol/h] 1012.50 936.27 3435.75 901 .08 347.55 245.44 1405.48

Gesamtfluss [kg/h] 61993.80 30000.00 174963.00 34480.62 19998.00 20732.46 85399.70

Gesamtfluss [m ^A 3/h] 108.90 38.51 88989.03 777.43 43.65 29.82 2759.70

Temperatur [°C] 53.38 30.00 50.00 45.08 98.95 38.09 105.29

Druck [bar] 18.00 1 .00 1 .02 23.00 17.00 13.18 12.80

Dampffraktion 0.00 0.00 1 .00 1 .00 0.00 0.00 1 .00

Flüssige Fraktion 1 .00 1 .00 0.00 0.00 1 .00 1 .00 0.00

Enthalpie [J/kg] -1 .20E+06 -7.45E+06 -1 .65E+06 4.88E+05 -1 .91 E+06 -1 .37E+06 -1 .60E+06

Dichte [kg/m ^A 3] 569.27 779.08 1 .97 44.35 458.18 695.28 30.95

Mittlere Molekülmasse 61 .23 32.04 50.92 38.27 57.54 84.47 60.76 Tab. 2 Einsatz- und Produktmengen für die Beispiele 1 , 2 und 3

Einheit Beispiel 1 Beispiel 2 Beispiel 3

Einsatz t /h 62.0 62.0 40.0

Einsatz- Typ C4-C6 C4-C6 c ₄

Olefingehalt % 67.0 67.0 50.0

Oxygenat-Typ Methanol Methanol Alkohole

Oxygenat-Menge t/h 30.0 9.0 9.0

Propylen t/h 27.4 17.7 10.1

Ethylen t/h 5.2 3.6 2.1

C4 t/h 20.0 19.0 16.0

C4+ oder C5+ t/h 20.7 21 .9 15.0

Oxygenat(Methanol )-Anteil % 24.0 8.7 17.8

Pro py le n/Oxyge n at-Ve rh ä Itn is 2.5 5.4 2.9

Propylen-Selektivität % 59.4 46.8 51 .9

Olefin-Umsatz % 76.1 81 .2 70.8

Beispiel 2

In Beispiel 2 wird eine Umkonstruktion einer bestehenden Cracker-Anlage in eine erfindungsgemäße Anlage (Revamp-Situation) angenommen. Aus demsel- ben C ₄₊ -Olefinschnitt wie in Beispiel 1 sollen mit minimalen Investitionskosten zusätzliche Mengen an Propylen und Ethylen erzeugt werden. Gleichzeitig sollen der Mengenstrom und Olefingehalt der C ₄₊ -Ströme deutlich reduziert werden, um die Kapazität der nachgeschalteten Verarbeitungsanlagen zu schonen. Dazu wird eine Olefin/Methanol-Konversionsanlage, wie in Fig. 2 darge- stellt, konfiguriert, die bei 4.5 bar Reaktordruck und mittlerer Rückführungsrate (1 .0) und nur 9% Methanol-Einsatz arbeiten soll. Die Reaktor-Zieltemperatur beträgt ~497 °C. Auch hier wird die Trenneinheit 40 als integrierte Kolonne nach Fig. 6 ausgeführt. In Tabelle 2 sind die Einsatz/Produktmengen und wichtige Kennzahlen zusammengestellt. Für den Reaktor wird eine Gesamthöhe von ~7 m und ein Durchmesser von 3,4 m angenommen. Im Vergleich zum Beispiel 1 verringern sich die Dimensionen der nachgeschalteten Anlagen bis zum Kompressor entsprechend.

Beispiel 3

Auch in diesem Beispiel wird eine Revamp-Situation in einer Cracker-Anlage angenommen. Aus einem C ₄₊ -Olefinschnitt (40 t/h, 50% % Olefinanteil) sollen mit minimalen Investitionskosten zusätzliche Mengen an Propylen und Ethylen erzeugt werden. In diesem Fall stehen neben Methanol 3 t/h Alkoholmischung mit C ₂ -C5 Alkoholen, die als Nebenprodukt in einer Bioethanol-Anlage anfallen, zur Verfügung. Dazu wird eine Olefin/Methanol-Konversionsanlage, wie in Fig. 2, dargestellt konfiguriert, die bei 4.5 bar Reaktordruck und mittleren Rück- führungsrate (1 .0) arbeiten soll. Der Oxygenat-Anteil beträgt 29%. Die Reaktor- Zieltemperatur beträgt ~484 °C; das Temperaturprofil über den Reaktor beträgt -4.5°C. Der leichte Temperaturabfall in diesem Fall ist vor allem dadurch bedingt, dass die Alkoholmischung auch Ethanol enthält, welches sich in einer hoch endothermen Reaktion hauptsächlich zu Ethylen umsetzt. In Tabelle 2 sind die Einsatz/Produktmengen und wichtige Kennzahlen zusammengestellt

Für den Reaktor wird eine Gesamthöhe von ~7 m und ein Durchmesser von 2,8 m angenommen.

Beispiel 4

In Tabelle 3 sind Kenndaten für verschiedene erfindungsgemäße Olefin- Konversionsanlagen zusammengestellt und mit dem Propylur-Prozess vergli- chen. Einsatz ist im Beispiel derselbe C ₄₊ Schnitt wie in den Beispielen 1 und 2. Bezüglich der Ausbeuten an Propylen und Ethylen und des Betriebsmittelverbrauches sind deutliche, z. T drastische Vorteile des erfindungsgemäßen Verfahrens gegenüber dem Propylur-Verfahren festzustellen. Dasselbe würde auch für das OCP-Verfahren gelten. In diesen Beispielen ist die Trenneinheit 40 als einfache Kolonne mit gasförmigem Seitenabzug ausgeführt.

Tabelle 3 Vergleich des erfindungsgemäßen Prozesses mit dem Propylur- Verfahren

¹ berechnet auf Alkohole und Olefine

² inklusive Prozessdampferzeugung

³ Antriebsleistung

Alkoholeinsatz: 50% Bio-Rohethanol (inkl. C ₃ - bis C ₆ -Alkohole), 50 % Methanol; Ethanol liefert vorwiegend Ethylen. Ausbeuten sind Schätzwerte Beispiel 5

In einer Fischer-Tropsch-Anlage (F-T-Anlage) entstehen Olefine und Alkohole als Nebenprodukte. Diese werden hydriert bzw. für Unterfeuerungszwecke verwendet. In einer mit der F-T-Anlage integrierten erfindungsgemäßen Olefin- Konversionsanlage können die olefin- und alkoholhaltigen Ströme zur Propylenproduktion eingesetzt werden. Die Ausbeuten sind in Tabelle 4 dargestellt.

Tabelle 4 Vergleich des erfindungsgemäßen Prozesses im Verbund mit einer

F-T-Anlage zu einer alleinstehenden F-T-Anlage auf der Basis von 80000 barrel / day

¹ C _ß -Ausbeute umgerechnet in C3 (Propylen) (99,9%)

² Alkohol-Gehalt 35 %

Bezugszeichenliste:

1 -5 Leitungen

6-9 Dosiervorrichtungen

10 Wärmerückgewinnungsvorrichtung

1 1 Leitung

12 Unterfeuerung

13-19 Leitungen

20 Reaktor

20a-d Katalysatorfestbetten

21 -22 Leitungen

23 Verdichter

24-25 Leitungen

30 Trenneinrichtung

31 -32 Leitung

40 Trenneinrichtung

41 -43 Leitungen

44 Dosiervorrichtung

45 Leitung

46 Leitung

50 Trenneinrichtung

51 , 52, 54Leitungen

60 Trenneinrichtung

61 Leitung

Oxygenathaltiger Eduktstrom C ₄₊ -Olefinhaltiger Strom Produktstrom

C3- -Olefinstrom

C ₄₊ -Olefinhaltiger Strom

C ₄ -Olefinhaltiger Strom

C5+ -Olefinhaltiger Strom

C4-6 -Olefinhaltiger Recyclingstrom