Verfahren zur Hersteüun2 von Ethylenoxid

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Ethylenoxid durch katalytische Gasphasenoxidation von Ethylen mit Sauerstoff, worin die Umsetzung in 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen unter adiabaten Bedingungen durchgeführt wird, sowie ein Reaktorsystem zur Durchführung des Verfahrens.

Ethylenoxid wird allgemein unter katalytischem Einfluss von z.B. Silberkatalysatoren aus gasförmigen Ethylen und Sauerstoff in einer exothermen, katalytischen Reaktion gemäß Formel (I) hergestellt:

H ₂ C=CH ₂ (g) + 0,5 O ₂ (g) → C ₂ H ₄ O (g); δH= -107 kJ/mol (I)

Das mittels der Reaktion nach Formel (I) hergestellte Ethylenoxid bildet einen wesentlichen Ausgangsstoff für viele andere Synthesen in der chemischen Industrie. Insbesondere findet Ethylenoxid Anwendung bei der Herstellung von Polymeren, wie Polyethylenglykolen, aber auch als Stoff zur chemischen Sterilisation von Stoffen, die verderblich und einer Hitzebehandlung nicht zugänglich sind.

Die Abfuhr und Verwendung der Reaktionswärme ist ein wichtiger Punkt bei der Durchführung der Ethylenoxid-Synthese. Ein unkontrollierter Temperaturanstieg, kann zu einer dauerhaften Schädigung des Katalysators führen. Außerdem existiert bei hohen Temperaturen die Möglichkeit von Nebenreaktionen unter Bildung mehr oder weniger großer Mengen an Kohlendioxid und Wasser, die durch Totaloxidationen von Ethylen und auch Ethylenoxid entstehen. Es ist daher vorteilhaft die Temperatur der Katalysatoren im Laufe des Verfahrens kontrolliert auf einem Niveau zu halten, das einen schnellen Umsatz unter Minimierung der Nebenreaktionen und/oder Katalysatorinaktivierung ermöglicht.

In der EP 0 821 678 Bl wird ein Verfahren zur Herstellung von Ethylenoxid aus Ethylen und Sauerstoff umfassenden Gasen offenbart, bei dem an einem silber-basierten heterogenen Katalysator in einer einzigen Reaktionszone, die mehrfach parallel betrieben wird, der Umsatz durchgeführt wird. Es wird weiter offenbart, dass insbesondere die kontrollierte Kühlung der Reaktionszone ein technisches Problem darstellt, das in der Offenbarung mittels einer bestimmten Strömungs- und Temperaturführung der Kühlflüssigkeit gelöst werden soll. Die offenbarten Katalysatortemperaturen liegen im Bereich von

150°C bis 350 ⁰ C. Es wird kein adiabater Betrieb offenbart. Die offenbarten Reaktoreingangsdrücke liegen im Bereich von 1 bis 40 bar.

Das offenbarte Verfahren ist nachteilig, weil in der einen Reaktionszone ein hoher technischer Aufwand betrieben werden muss, um die exotherme Reaktion in Temperatur- bereichen zu halten, die für die Umsetzung von Ethylen mit Sauerstoff zu Ethylenoxid vorteilhaft sind. Weiter ist davon auszugehen, dass sich aufgrund der hohen Durchsätze, die erzielt werden sollen und der damit einhergehenden großen räumlichen Ausdehnung der

Reaktionszone, ein Temperaturprofil in derselben einstellt, das zumindest in Teilbereichen, entweder unterhalb der optimalen Temperatur zur Erzielung einer hohen Selektivität des Umsatzes von Ethylen zu Ethylenoxid oder oberhalb hiervon liegt. Weiter kann hierdurch die Reaktionsenthalpie nicht zur Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit genutzt werden.

In der US 6,172,244 Bl wird eine Vorrichtung und ein Verfahren zur heterogen katalytischen Umsetzung von Ethylen mit Sauerstoff zu Ethylenoxid offenbart, wobei mehrere parallele Reaktionszonen mit diesen umgebenden Kühlwänden umgeben sind.

Es wird weiter offenbart, dass zur Verhinderung von überhitzungen auch weitere Gase neben Ethylen und Sauerstoff dem Verfahren / der Vorrichtung zugeführt werden können. Solche Gase können etwa Stickstoff oder Methan sein. Es wird darauf hingewiesen, dass insbesondere die Nebenreaktion zu Kohlendioxid und Wasser besonders exotherm ist und daher vermieden werden soll. Es werden weder übliche Betriebstemperaturen, noch Eintrittstemperaturen der Prozessgase offenbart.

Die offenbarte Vorrichtung und das in ihr ausgeführte Verfahren sind nachteilig, weil auch hier, wie in der Offenbarung der EP 0 821 678 Bl ein hoher apparativer Aufwand getrieben wird, um eine direkte Kühlung der Reaktionszone herbeizuführen. Dies führt wiederum automatisch dazu, dass die Reaktionsenthalpie der Hauptreaktion nicht für eine Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit genutzt wird. Zugleich können bei einer konstanten Kühlung des gesamten einstufigen, parallelen Verfahrens nicht ohne Weiteres Gegenmaßnahmen ergriffen werden, die nicht zu einem reduzierten Durchsatz des Verfahrens oder gar seiner Stilllegung führen, wenn die Reaktion ein kritisches Temperaturniveau erreicht, da stets das gesamte Reaktorsystem betroffen ist und nicht einzelne Reaktionszonen.

Eine zweistufige Verfahrensweise wird in der US 6,717,001 B2 offenbart, wobei in einer ersten Reaktionszone ein frischer Katalysator und in einer weiteren Reaktionszone ein

gealterter Katalysator verwendet wird. Um den Verlust an Aktivität des gealterten Katalysators auszugleichen wird in der weiteren Reaktionszone ein erhöhter Anteil an Ethylen im Prozessgas vom 1,1 bis zum 4-fachen des Anteils in der ersten Reaktionszone verwendet. Es wird weiter offenbart, dass bei den Reaktionstemperaturen von 180°C bis 325°C die Sauerstoffkonzentrationen in den Reaktionszonen in einem Bereich gehalten werden sollen, dass keine Entzündung der Prozessgase stattfinden kann. Die möglichen Eingangsdrücke des Verfahrens liegen zwischen 10 und 35 bar. Es wird weiter offenbart, dass der Anteil an Ethylen an den Prozessgasen, die dem Verfahren zugeführt werden unter 50 mol-% liegen soll. Eine Kühlung zwischen der ersten Reaktionszone und der weiteren Reaktionszone wird nicht offenbart.

Das offenbarte Verfahren ist nachteilig, weil keine Mittel zur Kühlung der Prozessgase zwischen den Reaktionszonen offenbart werden. Damit ist das Verfahren sicherheitstechnisch nachteilig, da bei einer Temperaturerhöhung in den Reaktionszonen über das geplante Maß hinaus keine Mittel zur Verfügung stehen die Prozessgase des Verfahrens an einer Entzündung zu hindern. Die Möglichkeit einer Kontrolle der Temperaturen des Verfahrens ist in der US 6,717,001 B2 nicht gegeben.

In EP 1 251 951 (Bl) wird eine Vorrichtung und die Möglichkeit der Durchführung chemischer Reaktionen in der Vorrichtung offenbart, wobei die Vorrichtung durch eine Kaskade aus miteinander in Kontakt stehenden Reaktionszonen und Wärmetauscher- Vorrichtungen gekennzeichnet ist, die stoffschlüssig miteinander im Verbund angeordnet sind. Das hierin durchzuführende Verfahren ist also gekennzeichnet durch den Kontakt der verschiedenen Reaktionszonen mit einer jeweiligen Wärmetauschervorrichtung in Form einer Kaskade. Eine Offenbarung hinsichtlich der Verwendbarkeit der Vorrichtung und des Verfahrens zur Synthese von Ethylenoxid aus gasförmigem Sauerstoff und Ethylen findet nicht statt. Es bleibt also unklar, wie ausgehend von der Offenbarung der EP 1 251 951 (Bl) eine solche Reaktion mittels der Vorrichtung und des darin ausgeführten Verfahrens durchgerührt werden soll. Weiter muss aus Gründen der Einheitlichkeit davon ausgegangen werden, dass das in der EP 1 251 951 (Bl) offenbarte Verfahren in einer Vorrichtung gleich oder ähnlich der Offenbarung bezüglich der Vorrichtung ausgeführt wird. Hieraus resultiert, dass durch den offenbarungsgemäßen großflächigen Kontakt der Wärmeaustauschzonen mit den Reaktionszonen eine signifikante Menge an Wärme durch Wärmeleitung zwischen den Reaktionszonen und den benachbarten Wärmeaustauschzonen stattfindet. Die

Offenbarung hinsichtlich des oszillierenden Temperaturprofils kann also nur so verstanden werden, dass die hier festgestellten Temperaturspitzen stärker ausfallen würden, wenn dieser Kontakt nicht bestehen würde. Ein weiteres Indiz hierfür ist der exponentielle Anstieg der offenbarten Temperaturprofile zwischen den einzelnen Temperaturspitzen. Diese deuten an, dass eine gewisse Wärmesenke mit merklicher, aber begrenzter Kapazität in jeder Reaktionszone vorhanden ist, die den Temperaturanstieg in derselben reduzieren kann. Es kann nie ausgeschlossen werden, dass eine gewisse Abfuhr von Wärme (z.B. durch Strahlung) stattfindet, allerdings würde sich bei einer Reduktion der möglichen Wärmeabfuhr aus der Reaktionszone ein linearer oder in seiner Steigung degressiver Temperaturverlauf andeuten, da keine Nachdosierung von Edukten vorgesehen ist und somit nach exothermer Abreaktion die Reaktion immer langsamer und sich somit die erzeugte Wärmetönung verringern würde. Somit offenbart die EP 1 251 951 (Bl) mehrstufige Verfahren in Kaskaden von Reaktionszonen, aus denen Wärme in Undefinierter Menge durch Wärmeleitung abgeführt wird. Demnach ist das offenbarte Verfahren dahin- gehend nachteilig, als dass eine genaue Temperaturkontrolle der Prozessgase der Reaktion nicht möglich ist.

Ausgehend vom Stand der Technik wäre es daher vorteilhaft, ein Verfahren bereitzustellen, das in einfachen Reaktionsvorrichtungen durchgeführt werden kann und das eine genaue, einfache Temperaturkontrolle ermöglicht, so dass es hohe Umsätze bei möglichst hohen Reinheiten des Produktes erlaubt. Solche einfachen Reaktionsvorrichtungen wären leicht in einen technischen Maßstab zu übertragen und sind in allen Größen preiswert und robust.

Für die katalytische Gasphasenoxidation von Ethylen mit Sauerstoff zu Ethylenoxid wurden wie gerade dargestellt bisher weder geeignete Reaktoren beschrieben, noch werden geeignete Verfahren aufgezeigt, die diese erlauben.

Es besteht daher die Aufgabe, ein Verfahren zur katalytischen Gasphasenoxidation von Ethylen und Sauerstoff zu Ethylenoxid bereitzustellen, das unter genauer Temperaturkontrolle in einfachen Reaktionsvorrichtungen durchführbar ist und das hierdurch hohe Umsätze bei hohen Reinheiten des Produktes erlaubt, wobei die Reaktionswärme entweder zu Gunsten der Reaktion oder in anderer Weise genutzt werden kann.

Es wurde überraschend gefunden, dass ein Verfahren zur Herstellung von Ethylenoxid aus Ethylen und Sauerstoff in Gegenwart heterogener Katalysatoren, dadurch gekenn-

zeichnet, dass es 5 bis 50 hintereinander geschaltete Reaktionszonen mit adiabaten Bedingungen umfasst, diese Aufgabe zu lösen vermag.

Ethylen bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung ein Prozessgas, das in das erfindungsgemäße Verfahren eingeführt wird und das Ethylen umfasst. üblicherweise liegt der Anteil an Ethylen an den dem Verfahren zugeführten Prozessgasen zwischen 15 und 50 mol-%, bevorzugt zwischen 20 und 40 mol-%.

Sauerstoff bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung ein Prozessgas, das in das erfindungsgemäße Verfahren eingeführt wird und das Sauerstoff umfasst. üblicherweise liegt der Anteil an Sauerstoff an den dem Verfahren zugeführten Prozessgasen zwischen 5 und 30 mol-%, bevorzugt zwischen 15 und 25 mol-%.

Neben den wesentlichen Komponenten der Prozessgase Ethylen und Sauerstoff, können diese auch noch Nebenkomponenten umfassen. Nicht abschließende Beispiele für Nebenkomponenten, die in den Prozessgasen enthalten sein können sind etwa Argon, Stickstoff, Kohlendioxid, Methan und/oder Ethan.

Allgemein werden im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung Prozessgase als Gasgemische verstanden, die Sauerstoff und/oder Ethylen und/oder Ethylenoxid und/oder Nebenkomponenten umfassen.

Erfindungsgemäß bedeutet die Durchführung des Verfahrens unter adiabaten Bedingungen, dass der Reaktionszone von außen im Wesentlichen weder aktiv Wärme zugeführt noch Wärme entzogen wird. Es ist allgemein bekannt, dass eine vollständige Isolation gegen Wärmezu- oder Abfuhr nur durch vollständige Evakuierung unter Ausschluss der Möglichkeit des Wärmeübergangs durch Strahlung möglich ist. Daher bezeichnet adiabat im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung, dass keine Maßnahmen zur Wärmezu- oder Abfuhr ergriffen werden.

In einer alternativen Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens kann aber z.B. durch Isolation mittels allgemein bekannter Isolationsmittel, wie z.B. Polystyroldämmstoffen, oder auch durch genügend große Abstände zu Wärmesenken oder Wärmequellen, wobei das Isolationsmittel Luft ist, ein Wärmeübergang vermindert werden.

Ein Vorteil der erfindungsgemäßen adiabaten Fahrweise der 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen gegenüber einer nicht adiabaten Fahrweise besteht darin, dass in den Reaktionszonen keine Mittel zur Wärmeabfuhr bereitgestellt werden müssen, was eine erhebliche Vereinfachung der Konstruktion mit sich bringt. Dadurch ergeben sich insbesondere Vereinfachungen bei der Fertigung des Reaktors sowie bei der Skalierbarkeit des Verfahrens und eine Steigerung der Reaktionsumsätze. Außerdem kann die Wärme, die im Zuge des exothermen Reaktionsfortschrittes erzeugt wird in der einzelnen Reaktionszone zur Steigerung des Umsatzes in kontrollierter Weise genutzt werden.

Ein weiterer Vorteil des erfindungsgemäßen Verfahrens ist die Möglichkeit der sehr genauen Temperaturkontrolle, durch die enge Staffelung von adiabaten Reaktionszonen. Es kann somit in jeder Reaktionszone eine im Reaktionsfortschritt vorteilhafte Temperatur eingestellt und kontrolliert werden.

Die im erfindungsgemäßen Verfahren verwendeten Katalysatoren sind üblicherweise Katalysatoren, die aus einem Material bestehen, das neben seiner katalytischen Aktivität für die Reaktion gemäß Formel (I) durch ausreichende chemische Resistenz unter den Bedingungen des Verfahrens, sowie durch eine hohe spezifische Oberfläche gekennzeichnet sind. Katalysatormaterialien, die durch eine solche chemische Resistenz unter den Bedingungen des Verfahrens gekennzeichnet sind, sind zum Beispiel Katalysatoren, die Silber umfassen, dass auf Aluminiumoxid geträgert ist.

Spezifische Oberfläche bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung die Fläche des Katalysatormaterials, die vom Prozessgase erreicht werden kann bezogen auf die eingesetzte Masse an Katalysatormaterial.

Eine hohe spezifische Oberfläche ist eine spezifische Oberfläche von mindestens 10 m ² /g, bevorzugt von mindestens 20 m Ig.

Die erfindungsgemäßen Katalysatoren befinden sich jeweils in den Reaktionszonen und können in allen an sich bekannten Erscheinungsformen, z.B. Festbett, Fließbett, Wirbelbett vorliegen.

Bevorzugt sind die Erscheinungsformen Festbett und Fließbett.

Die Festbettanordnung umfasst eine Katalysatorschüttung im eigentlichen Sinn, d. h. losen, geträgerten oder ungeträgerten Katalysator in beliebiger Form sowie in Form von

geeigneten Packungen. Der Begriff der Katalysatorschüttung, wie er hier verwendet wird, umfasst auch zusammenhängende Bereiche geeigneter Packungen auf einem Trägermaterial oder strukturierte Katalysatorträger. Dies wären z.B. zu beschichtende keramische Wabenträger mit vergleichsweise hohen geometrischen Oberflächen oder gewellte Schichten aus Metalldrahtgewebe, auf denen beispielsweise Katalysatorgranulat immobilisiert ist. Als eine Sonderform der Packung wird im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung das Vorliegen des Katalysators in monolithischer Form betrachtet.

Besonders bevorzugt ist bei Festbettanordnung ein monolithischer Katalysator, der auf Aluminiumoxid geträgertes Silber umfasst.

Wird ein Katalysator in monolithischer Form in den Reaktionszonen verwendet, so ist in einer bevorzugten Weiterentwicklung der Erfindung der in monolithischer Form vorliegende Katalysator mit Kanälen versehen, durch die die Prozessgase strömen. üblicherweise haben die Kanäle einen Durchmesser von 0,1 bis 3 mm, bevorzugt einen Durchmesser von 0,2 bis 2 mm, besonders bevorzugt von 0,3 bis 1 mm.

Ein monolithischer Katalysator mit Kanälen der angegeben Durchmesser ist besonders vorteilhaft, da hierdurch ein Explosionsschutz gewährleistet werden kann. Dies geschieht durch die Aufnahme der Enthalpie durch die Wandung des Monolithen und damit wird eine weitere Ausbreitung von Flammen unterdrückt.

Wird eine Fließbettanordnung des Katalysators verwendet, so liegt der Katalysator bevorzugt in losen Schüttungen von Partikeln vor.

hi einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens erfolgt der Umsatz in 7 bis 40, besonders bevorzugt 10 bis 30 hintereinander geschalteten Reaktionszonen.

Eine bevorzugte weitere Ausführungsform des Verfahrens ist dadurch gekennzeichnet, dass das aus mindestens einer Reaktionszone austretende Prozessgas anschließend durch wenigstens eine dieser Reaktionszone nachgeschalteten Wärmeaustauschzone geleitet wird.

hi einer besonders bevorzugten weiteren Ausführungsform des Verfahrens befindet sich nach jeder Reaktionszone wenigstens eine, bevorzugt genau eine Wärmeaustauschzone, durch die das aus der Reaktionszone austretende Prozessgas geleitet wird.

Die Reaktionszonen können dabei entweder in einem Reaktor angeordnet oder in mehreren Reaktoren aufgeteilt angeordnet werden. Die Anordnung der Reaktionszonen in einem Reaktor führt zu einer Verringerung der Anzahl der verwendeten Apparaturen.

Die einzelnen Reaktionszonen und Wärmeaustauschzonen können auch zusammen in einem Reaktor oder in beliebigen Kombinationen von jeweils Reaktionszonen mit Wärmeaustauschzonen in mehreren Reaktoren aufgeteilt angeordnet werden.

Liegen Reaktionszonen und Wärmeaustauschzonen in einem Reaktor vor, so befindet sich in einer alternativen Ausführungsform der Erfindung zwischen diesen eine Wärmeisolationszone, um den adiabaten Betrieb der Reaktionszone erhalten zu können.

Zusätzlich können einzelne der in Reihe geschalteten Reaktionszonen unabhängig voneinander auch durch eine oder mehrere parallel geschaltete Reaktionszonen ersetzt oder ergänzt werden. Die Verwendung von parallel geschalteten Reaktionszonen erlaubt insbesondere deren Austausch bzw. Ergänzung bei laufendem kontinuierlichen Gesamtbetrieb des Verfahrens.

Parallele und hintereinander geschaltete Reaktionszonen können insbesondere auch miteinander kombiniert sein. Besonders bevorzugt weist das erfindungsgemäße Verfahren aber ausschließlich hintereinander geschaltete Reaktionszonen auf.

Die im erfindungsgemäßen Verfahren bevorzugt verwendeten Reaktoren können aus einfachen Behältern mit einer oder mehreren Reaktionszonen bestehen, wie sie z.B. in Ulimanns Encyclopedia of Industrial Chemistry (Fifth, Completely Revised Edition, VoI B4, Seite 95-104, Seite 210-216) beschrieben werden, wobei jeweils zwischen den einzelnen Reaktionszonen und/oder Wärmeaustauschzonen Wärmeisolationszonen zusätzlich vorgesehen sein können.

In einer alternativen Ausführungsform des Verfahrens, befindet sich also zwischen einer Reaktionszone und einer Wärmeaustauschzone mindestens eine Wärmeisolationszone. Bevorzugt befindet sich um jede Reaktionszone eine Wärmeisolationszone.

Die Katalysatoren bzw. die Festbetten daraus werden in an sich bekannter Weise auf oder zwischen gasdurchlässigen Wandungen umfassend die Reaktionszone des Reaktors angebracht. Insbesondere bei dünnen Festbetten können in Strömungsrichtung vor den Katalysatorbetten technische Vorrichtungen zur gleichmäßigen Gasverteilung angebracht

werden. Dies können Lochplatten, Glockenböden, Ventilböden oder andere Einbauten sein, die durch Erzeugung eines geringen, aber gleichmäßigen Druckverlusts einen gleichförmigen Eintritt des Prozessgases in das Festbett bewirken.

Bei einer besonderen Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens wird vorzugs- weise ein überschuss von zwischen 0 und 50% Sauerstoff bezogen auf den Stoffmengenstrom Ethylen vor Eintritt in die Reaktionszone verwendet. Durch eine Erhöhung des Verhältnisses von Sauerstoff pro Ethylen kann die Reaktion beschleunigt und somit die Raumzeitausbeute (Produzierte Ethylenoxidmenge pro Masse Katalysatormaterial) gesteigert werden.

In einer weiteren besonders bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt die Eingangstemperatur des in die erste Reaktionszone eintretenden Prozessgases von 10 bis 290°C, bevorzugt von 50 bis 270°C, besonders bevorzugt von 100 bis 250°C.

In noch einer weiteren besonders bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt der absolute Druck am Eingang der ersten Reaktionszone zwischen 3 und 30 bar, bevorzugt zwischen 5 und 25 bar, besonders bevorzugt zwischen 7 und 20 bar.

In einer weiteren besonders bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt die Verweilzeit des Prozessgases in einer Reaktionszone zwischen 1 und 60 s, bevorzugt zwischen 2 und 30 s, besonders bevorzugt zwischen 5 und 20 s.

Das Ethylen und das Sauerstoff werden bevorzugt nur vor der ersten Reaktionszone zugeführt. Dies hat den Vorteil, dass das gesamte Prozessgas für die Aufnahme und Abfuhr der Reaktionswärme in allen Reaktionszonen genutzt werden kann. Außerdem kann durch eine solche Verfahrensweise die Raum-Zeit-Ausbeute gesteigert werden, bzw. die notwendige Katalysatormasse verringert werden. Es ist aber auch möglich vor einer oder mehreren der nach der ersten Reaktionszone folgenden Reaktionszonen nach Bedarf Ethylen und/oder Sauerstoff in das Prozessgas einzudosieren. über die Zufuhr von Gas zwischen den Reaktionszonen kann zusätzlich die Temperatur des Umsatzes gesteuert werden.

In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens wird das

Prozessgas nach mindestens einer der verwendeten Reaktionszonen, besonders bevorzugt nach jedem der verwendeten Katalysatorbetten abgekühlt. Dazu leitet man das Prozessgas

nach Austritt aus einer Reaktionszone durch eine oder mehrere der oben genannten Wärmeaustauschzonen, die sich hinter den jeweiligen Reaktionszonen befinden. Diese können als Wärmeaustauschzonen in Form der dem Fachmann bekannten Wärmetauscher, wie z.B. Rohrbündel-, Platten-, Ringnut-, Spiral-, Rippenrohr-, Mikrowärmetauscher ausgeführt sein. Bevorzugt sind die Wärmetauscher mikrostrukturierte Wärmetauscher.

Mikrostrukturiert bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung, dass der Wärmetauscher zum Zweck der Wärmeübertragung Fluid-führende Kanäle umfasst, die dadurch gekennzeichnet sind, dass sie einen hydraulischen Durchmesser zwischen 50 μm und 5 mm aufweisen. Der hydraulische Durchmesser berechnet sich aus dem Vierfachen der durchströmten Querschnittsfläche des Fluid-führenden Kanals dividiert durch den Umfang des Kanals.

In einer weiteren Ausführungsform des Verfahrens wird beim Abkühlen des Prozessgases in den Wärmeaustauschzonen durch den Wärmetauscher Dampferzeugt.

Innerhalb dieser weiteren Ausführungsform ist es bevorzugt in den Wärmetauschern, die die Wärmeaustauschzonen beinhalten, auf der Seite des Kühlmediums eine Verdampfung, bevorzugt Teilverdampfung auszuführen.

Teilverdampfung bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung eine Verdampfung, bei der ein Gas-/Flüssigkeitsgemisch eines Stoffes als Kühlmedium verwendet wird und bei der auch nach Wärmeübergang in dem Wärmetauscher noch ein Gas-/Flüssigkeitsgemisch eines Stoffes vorliegt.

Das Ausfuhren einer Verdampfung ist besonders vorteilhaft, weil hierdurch der erzielbare Wärmeübergangskoeffizient von/zu Prozessgasen auf/von Kühl-/Heizmedium besonders hoch wird und somit eine effiziente Kühlung erreicht werden kann.

Das Ausführen einer Teilverdampfung ist besonders vorteilhaft, weil die Aufnahme / Abgabe von Wärme durch das Kühlmedium hierdurch nicht mehr in einer Temperaturänderung des Kühlmediums resultiert, sondern lediglich das Gas-/Flüssig Gleichgewicht verschoben wird. Das hat zur Folge, dass über die gesamte Wärmeaustauschzone das Prozessgas gegenüber einer konstanten Temperatur gekühlt wird. Dies wiederum verhindert sicher das Auftreten von Temperaturprofilen in der Strömung der Prozessgase, wodurch die Kontrolle über die Reaktionstemperaturen in den Reaktionszonen verbessert

wird und insbesondere das Ausbilden von lokalen überhitzungen durch Temperaturproflle verhindert wird.

In einer alternativen Ausführungsform kann anstelle einer Verdampfung/Teilverdampfung auch eine Mischzone vor dem Eingang einer Reaktionszone vorgesehen werden, um die gegebenenfalls bei der Abkühlung entstehenden Temperaturprofile in der Strömung der Prozessgase durch Vermischung quer zur hauptsächlichen Strömungsrichtung zu vereinheitlichen.

In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens werden die nacheinander geschalteten Reaktionszonen bei von Reaktionszone zu Reaktionszone steigender oder sinkender Durchschnittstemperatur betrieben. Dies bedeutet, dass man innerhalb einer Folge von Reaktionszonen die Temperatur von Reaktionszone zu Reaktionszone sowohl ansteigen als auch absinken lassen kann. Dies kann beispielsweise über die Steuerung der zwischen die Reaktionszone geschalteten Wärmeaustauschzonen eingestellt werden. Weitere Möglichkeiten der Einstellung der Durchschnittstemperatur werden im Folgenden beschrieben.

Die Dicke der durchströmten Reaktionszonen kann gleich oder verschieden gewählt werden und ergibt sich nach dem Fachmann allgemein bekannten Gesetzmäßigkeiten aus der oben beschriebenen Verweilzeit und den jeweils im Verfahren durchgesetzten Prozessgasmengen. Die erfindungsgemäß mit dem Verfahren durchsetzbaren Massenströme an Produktgas (Ethylenoxid), aus denen sich auch die einzusetzenden Prozessgasmengen ergeben, liegen üblicherweise zwischen 0,01 und 45 t/h, bevorzugt zwischen 0,1 und 40 t/h, besonders bevorzugt zwischen 1 und 35 t/h.

Die maximale Austrittstemperatur des Prozessgases aus den Reaktionszonen liegt üblicherweise in einem Bereich von 260°C bis 320°C, bevorzugt von 270°C bis 310°C, besonders bevorzugt von 280°C bis 300°C. Die Steuerung der Temperatur in den Reaktionszonen erfolgt bevorzugt durch mindestens eine der folgenden Maßnahmen: Dimensionierung der adiabaten Reaktionszone, Steuerung der Wärmeabfuhr zwischen den Reaktionszonen, Zusatz von Gas zwischen den Reaktionszonen, molares Verhältnis der Edukte / überschuss an verwendetem Sauerstoff, Zusatz von Inertgasen, insbesondere Stickstoff oder Methan und/oder Argon, vor und/oder zwischen den Reaktionszonen.

Die Zusammensetzung der Katalysatoren in den erfindungsgemäßen Reaktionszonen kann gleich oder verschieden sein. In einer bevorzugten Ausfuhrungsform werden in jeder Reaktionszone die gleichen Katalysatoren verwendet. Man kann aber auch vorteilhaft verschiedene Katalysatoren in den einzelnen Reaktionszonen verwenden. So kann insbe- sondere in der ersten Reaktionszone, wenn die Konzentration der Reaktionsedukte noch hoch ist, ein weniger aktiver Katalysator verwendet werden und in den weiteren Reaktionszonen die Aktivität des Katalysators von Reaktionszone zu Reaktionszone gesteigert werden. Die Steuerung der Katalysatoraktivität kann auch durch Verdünnung mit Inertmaterialien bzw. Trägermaterial erfolgen. Ebenfalls vorteilhaft ist die Verwendung eines Katalysators in der ersten und/oder zweiten Reaktionszone, der besonders stabil gegen eine Desaktivierung bei den Temperaturen des Verfahrens in diesen Reaktionszonen ist.

Mit dem erfindungsgemäßen Verfahren können pro 1 kg Katalysator 0,1 kg/h bis 2 kg/h, bevorzugt 0,2 kg/h bis 1 kg/h, besonders bevorzugt 0,3 kg/h bis 0,5 kg/h Ethylenoxid hergestellt werden.

Das erfindungsgemäße Verfahren zeichnet sich somit durch hohe Raumzeitausbeuten aus, verbunden mit einer Verringerung der Apparategrößen sowie einer Vereinfachung der Apparaturen bzw. Reaktoren. Diese überraschend hohe Raum-Zeit-Ausbeute wird durch das Zusammenspiel der erfindungsgemäßen und bevorzugten Ausführungsformen des neuen Verfahrens ermöglicht. Insbesondere das Zusammenspiel von gestaffelten, adiabaten Reaktionszonen mit dazwischen befindlichen Wärmeaustauschzonen und den definierten Verweilzeiten ermöglicht eine genaue Steuerung des Verfahrens und die daraus resultierenden hohen Raum-Zeit-Ausbeuten, sowie eine Verringerung der gebildeten Nebenprodukte, wie etwa CO ₂ und Wasser erreicht wird.

Weiterer Gegenstand der Erfindung ist ein Reaktorsystem zur Umsetzung von Ethylen und Sauerstoff zu Ethylenoxid, dadurch gekennzeichnet, dass es Zuleitungen (Z) für ein

Prozessgas umfassend Ethylen und Sauerstoff oder für mindestens zwei Prozessgase, von denen mindestens eines Ethylen und mindestens eines Sauerstoff umfasst und 5 bis 50 hintereinander geschaltete Reaktionszonen (R) in Form von Festbetten eines heterogenen

Katalysators umfasst, wobei sich zwischen den Reaktionszonen Wärmeisolationszonen (I) in Form von Isolationsmaterial und zwischen diesen Wärmeaustauschzonen (W) in Form von Plattenwärmetauschern befinden, die mit den Reaktionszonen über Zu- und

Ableitungen für die Prozessgase verbunden sind und die Zu- und Ableitungen für ein Kühlmedium umfassen.

Das Reaktorsystem kann auch 7 bis 40, bevorzugt 10 bis 30 Reaktionszonen in Form von Festbetten umfassen.

Das Isolationsmaterial der Wärmeisolationszonen ist bevorzugt ein Material mit einem

W

Wärmeleitkoeffizient λ kleiner oder gleich 0,08 . Besonders bevorzugt sind etwa

Polystyrol, Polyurethane, Glaswolle oder Luft.

Die vorliegende Erfindung wird anhand der Abbildungen erläutert, ohne sie jedoch hierauf zu beschränken.

FIG 1 zeigt eine schematische Darstellung einer Ausführungsform des erfindungsgemäßen Reaktorsystems, wobei in der Abbildungen die folgenden Bezugszeichen verwendet werden:

Z: Zuleitung(en)

R: Reaktionszone(n) I: Wärmeisolationszone(n)

W: Wärmeaustauschzone(n)

FIG 2 zeigt Reaktortemperatur (T), Ethylen-Umsatz (U) und Ethylenoxid-Selektivität (Y) über einer Anzahl von 18 Reaktionszonen (S) mit nachgeschalteten Wärmeaustauschzonen (gemäß Beispiel 1).

FIG 3 zeigt Reaktortemperatur (T), Ethylen-Umsatz (U) und Ethylenoxid-Selektivität (Y) über einer Anzahl von 12 Reaktionszonen (S) mit nachgeschalteten Wärmeaustauschzonen (gemäß Beispiel 2).

Die vorliegende Erfindung wird weiterhin anhand der nachfolgenden Beispiele 1 und 2 näher erläutert, ohne sie hierauf zu beschränken.

Beispiele

Beispiel 1:

In diesem Beispiel strömt das Prozessgas über insgesamt 18 Katalysatorfestbetten in Form von Monolithen mit Kanaldurchmessern der Monolithe von 0,5 mm, die mit einem Katalysator enthaltend Silber auf Aluminiumoxid beschichtet sind, also durch 18 Reaktionszonen. Jeweils nach einer Reaktionszone befindet sich eine Wärmeaustauschzone, in der das Prozessgas gekühlt wurde, bevor es in die nächste Reaktionszone eintritt. Das eingangs der ersten Reaktionszone verwendete Prozessgas enthält 31 ,9 mol-% Ethylen, 21,1 mol-% Sauerstoff, 32,3 mol-% Methan, 2,2 mol-% CO ₂ , 10,1 mol-% Argon, 1,1 mol- % Ethan und 1,3 mol-% Stickstoff. Der absolute Eingangsdruck des Prozessgases direkt vor der ersten Reaktionszone beträgt 10 bar. Die Länge der Katalysatorfestbetten, also der Reaktionszonen, beträgt stets 1 m. Die Katalysatormenge beschichtet auf den Monolithen beträgt 20 Gew.-%. Es erfolgt keine Nachdosierung von Gas vor den einzelnen Katalysatorstufen. Die Verweilzeit in der Anlage insgesamt beträgt 14 Sekunden.

Die Ergebnisse sind in Fig.2 gezeigt. Hierbei sind auf der x- Achse die einzelnen Reaktionszonen aufgeführt, so dass ein räumlicher Verlauf der Entwicklungen im Verfahren sichtbar wird. Auf der linken y- Achse ist die Temperatur des Prozessgases angegeben. Der Temperaturverlauf über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke, durchgezogene Linie dargestellt. Auf der rechten y-Achse ist der Gesamtumsatz an Ethylen, sowie die Selektivität von Ethylenoxid angegeben. Der Verlauf des Umsatzes über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke gestrichelte Linie dargestellt. Der Verlauf der Selektivität, als dünne durchgezogene Linie.

Man erkennt, dass die Eingangstemperatur des Prozessgases vor der ersten Reaktionszone etwa 289°C beträgt. Durch die exotherme Reaktion zu Ethylenoxid unter adiabaten Bedingungen steigt die Temperatur in der ersten Reaktionszone auf etwa 300 ⁰ C, bevor das Prozessgas in der nachgeschalteten Wärmeaustauschzone wieder abgekühlt wird. Die Eingangstemperatur vor der nächsten Reaktionszone beträgt wieder etwa 289°C. Durch exotherme adiabate Reaktion steigt sie wieder auf etwa 300 ⁰ C. Die Abfolge aus Erwärmung und Kühlung setzt sich weiter fort. Die Eingangstemperaturen des Prozessgases vor den einzelnen Reaktionszonen ändert sich im Verfahrensverlauf nur leicht auf einen Wert von etwa 291 ⁰ C.

Ein weiteres Merkmal des Betriebs der Reaktionszonen unter adiabaten Bedingungen wird in Fig. 2 mitgezeigt. Betrachtet man die Form des Temperaturverlaufes innerhalb der Reaktionszonen und die Form deren Temperaturverlaufes, so erkennt man, dass die Steigung des Temperaturanstiegs über der Reaktionszone nie steigt. Hierdurch erkennt man die wesentliche Eigenschaft des Verfahrens, dass keine signifikante Wärmesenke in den Reaktionszonen vorhanden ist.

Es wird ein Umsatz an Ethylen von 11,3 mol-% erhalten. Die Selektivität wird zu 88,3 mol-% erhalten. Die erzielte Raum-Zeit-Ausbeute bezogen auf die eingesetzte Masse Katalysator beträgt 0,43 kg _Et hyien _o χi _d /kgκath.

Beispiel 2:

ha diesem Beispiel strömt das Prozessgas durch insgesamt 12 Reaktionszonen, also über 12 Katalysatorfestbetten in Form von Monolithen, wobei diese nun Kanaldurchmesser von 0,8 mm haben, ansonsten aber gleich zu jenen des Beispiel 1 sind. Jeweils nach einer Reaktionszone befindet sich eine Wärmeaustauschzone, in der das Prozessgas gekühlt wird, bevor es in die nächste Reaktionszone eintritt. Das eingangs verwendete Prozessgas ist, wie auch der Eingangsdruck vor der ersten Reaktionszone, identisch zu jenem aus Beispiel 1. Die Länge der Reaktionszonen beträgt konstant 1 m. Die Katalysatormenge beschichtet auf den Monolithen beträgt 35 Gew.-%. Damit erreicht man nach der ersten Reaktionszone ein Oszillieren, in einem Temperaturfenster zwischen 280°C und 300°C, auf das sich das Verfahren einschwingt. Es erfolgt keine Nachdosierung von Gas vor den einzelnen Katalysatorstufen. Die Verweilzeit in der Anlage beträgt insgesamt 10 Sekunden.

Die Ergebnisse sind in Fig.3 gezeigt. Hierbei sind auf der x-Achse die einzelnen Reaktionszonen aufgeführt, so dass ein räumlicher Verlauf der Entwicklungen im Verfahren sichtbar wird. Auf der linken y- Achse ist die Temperatur des Prozessgases angegeben. Der Temperaturverlauf über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke, durchgezogene Linie dargestellt. Auf der rechten y-Achse ist der Gesamtumsatz an Ethylen, sowie die Selektivität von Ethylenoxid angegeben. Der Verlauf des Umsatzes über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke gestrichelte Linie dargestellt. Der Verlauf der Selektivität, als dünne durchgezogene Linie.

Man erkennt, dass die Eingangstemperatur des Prozessgases vor der ersten Reaktionszone etwa 282 ⁰ C beträgt. Durch die exotherme Reaktion zu Ethylenoxid unter adiabaten

Bedingungen steigt die Temperatur in der ersten Reaktionszone auf etwa 300°C, bevor das Prozessgas in der nachgeschalteten Wärmeaustauschzone wieder abgekühlt wird. Die Eingangstemperatur vor der nächsten Reaktionszone beträgt etwa 283°C. Durch exotherme adiabate Reaktion steigt sie wieder auf etwa 300°C. Die Abfolge aus Erwärmung und Kühlung setzt sich weiter fort. Die Eingangstemperaturen des Prozessgases vor den einzelnen Reaktionszonen ändert sich im Verfahrensverlauf nur leicht auf einen Wert von etwa 286 ⁰ C. Es kann somit unter Verwendung eines höheren Anteils an Katalysator oder unter Verwendung eines aktiveren Katalysators gegebenenfalls in weniger Stufen ein Verhalten des Verfahrens analog zu Beispiel 1 ermöglicht werden, ohne dass eine überhitzung des Verfahrens befürchtet werden muss.

Es wird ein Umsatz von 11,6 % des eingangs der ersten Reaktionszone eingesetzten Ethylens, errechnet aus der verbleibenden Masse ausgangs der letzten Reaktionszone, erhalten. Die Selektivität beträgt bezüglich Ethylenoxid etwa 87,7 mol-%. Die erzielte Raum-Zeit-Ausbeute bezogen auf die eingesetzte Masse Katalysator beträgt 0,37 kg _Et hyl _e noxi _d /kgKa _t h.