Verfahren und Anlage zur Herstellung von C ₂ -C ₄ -Olefinen aus Methanol und/oder Dimethylether

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von C ₂ -C ₄ - Olefinen, insbesondere von Propylen, aus einem Wasserdampf und Oxygenate, wie Methanol und/oder Dimethylether, enthaltenden Eduktgemisch, bei dem das Eduktgemisch in wenigstens einem Reaktor an einem Katalysator zu einem niedermolekulare Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassenden Reaktionsgemisch umgesetzt wird, welches in einer ersten Trenneinrichtung in ein C _5- - olefinreiches Gemisch, ein an C- ₅₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reiches Gemisch und eine wässrige Phase aufgetrennt wird. Des weiteren betrifft die vorliegende Erfindung eine zur Durchführung des Verfahrens geeignete Anlage.

Zur Herstellung von niedermolekularen C ₂ -C-rOlefinen, insbesondere Propylen, aus Methanol und/oder Dimethylether, sind dem Fachmann eine Vielzahl an Verfahren bekannt, welche üblicherweise auf der Umsetzung eines Wasserdampf sowie Methanol- und/oder Dimethyletherdampf enthaltenden Eduktge- mischs an einem formselektiven Zeolith-Katalysator basieren.

So beschreibt die DE 100 27 159 A1 ein Verfahren zur Herstellung von Propylen aus Methanol, bei dem zunächst aus Methanoldampf an einem ersten Katalysator eine Dimethylether enthaltendes Dampfgemisch erzeugt wird, bevor dieses mit Wasserdampf vermischt und in wenigstens zwei in Reihe geschalteten Schachtreaktoren mit Katalysatorschüttungen aus formselektivem Zeolith zu einem propylenhaltigen Produktgemisch umgesetzt wird. Anschließend wird das Produktgemisch in einer mehrere Destillationskolonnen umfassenden Trenneinrichtung aufgearbeitet, wobei eine propylenreiche Fraktion mit einem Propylen- gehalt von wenigstens 95 Vol.-%, eine niedermolekulare Kohlenwasserstoffe enthaltende Fraktion, welche in die Katalysatorschüttungen zurückgeführt wird, und eine benzinkohlenwasserstoffreiche Fraktion, welche aus dem Verfahren

entfernt wird, erhalten wird. Nachteilig an diesem Verfahren ist jedoch die, bezogen auf den Gesamtkohlenstoffgehalt in dem Eduktgemisch, geringe Ausbeute an Propylen, die u.a. dadurch verursacht wird, dass die benzinkohlenwasser- stoffreiche Fraktion ungenutzt aus dem Verfahren entfernt wird.

Aus der EP 0 882 692 B1 ist ein Verfahren zur Herstellung von C ₂ -C ₃ -Olefinen bekannt, bei dem ein Gemisch aus Wasserdampf und Methanol- und/oder Dime- thyletherdampf in einem einen Zeolith-Katalysator enthaltenden Röhrenreaktor bei einer Temperatur zwischen 280 und 570 ⁰ C und einem Druck zwischen 0,1 und 0,9 bar zu einem olefinreichen Produktgemisch umgesetzt wird, welches anschließend in einer Trenneinrichtung in eine C ₂ -C ₄ -Olefin-Fraktion mit einem Propylengehalt von wenigstens 40 Gew.-%, eine wasserhaltige Fraktion, eine gasförmige Fraktion und eine C ₅ +-Benzinkohlenwasserstoffe enthaltende Fraktion aufgetrennt wird. Während die drei erstgenannten Fraktionen aus dem Ver- fahren abgezogen werden, wird der die C ₅ +-Benzinkohlenwasserstoffe enthaltende Produktstrom mit Wasser vermischt, in einem Erhitzer auf eine Temperatur von 380 bis 700 ⁰ C erhitzt und in einem zweiten, einen Zeolith-Katalysator enthaltenden Reaktor zu C ₂ -C- ₄ -Olefinen umgesetzt, bevor die Reaktionsprodukte zu der Trenneinrichtung zurückgeführt werden. Die mit diesem Verfahren erhaltenen Ausbeuten an C ₂ -C ₃ -Olefinen sind, obgleich höher als bei dem aus der DE 100 27 159 A1 bekannten Verfahren, ebenfalls verbesserungsbedürftig. Zudem zeichnet sich dieses Verfahren nicht zuletzt wegen der isothermen Verfahrensführung sowie dem notwendigen Vakuumbetrieb in dem Röhrenreaktor durch hohe Kosten aus.

Bei den bekannten Verfahren fällt am Reaktoraustritt nach der Kondensation außer dem propylenreichen Gasgemisch auch ein flüssiges Kohlenwasserstoffprodukt an, welches aus Olefinen, Paraffinen, Naphthenen und Aromaten besteht. Grundsätzlich wäre es denkbar, zur Steigerung der Ausbeute dieses Flüssigprodukt in den Reaktor zurückzuführen, um die enthaltenen Olefine und

Naphthene selektiv in Propylen umzusetzen. Die hierbei jedoch zwangsläufig ebenfalls zurückgeführten Aromaten, die den überwiegenden Anteil des Flüssigproduktes ausmachen, reagieren jedoch mit dem dem Reaktor als Feed zugeführten Methanol, bspw. durch Alkylierung von Benzol zu Toluol, von Toluol zu Xylolen usw. Da hierdurch weniger Methanol für die selektive Umsetzung von Propylen zur Verfügung steht, wird die erreichbare Ausbeute geschmälert.

Im Stand der Technik sind verschiedene Verfahren bekannt, um Aromaten (Benzol, Toluol und XyIoIe) aus Kohlenwasserstoff-Strömen abzutrennen. Wäh- rend lange Zeit die Flüssig-Flüssig-Extraktion das bevorzugte Verfahren zur Rückgewinnung von Aromaten war, wurde jüngst eine Extraktiv-Destillation vorgeschlagen, mittels der auch Mischungen aufgetrennt werden können, deren Komponenten nur gering unterschiedliche Siedepunkte aufweisen. Hierbei wird durch spezielle Lösungsmittel der Volatilitätsunterschied zwischen den zu tren- nenden Komponenten erhöht. Das Extraktionsmittel und die weniger flüchtige Komponente fließen zum Boden der Destillationskolonne, wo die extrahierte Komponente durch eine weitere Destillation gewonnen wird. Die nicht extrahierte Komponente wird am oberen Ende der Extraktionsdestillationskolonne abdestilliert. Zur Schwefelreduzierung in Kraftstoffen wurde dieses GT DeSuIf- Verfahren bspw. auf dem ERTC 7 ^th Annual Meeting, Paris, Frankreich, 18. bis 20. November 2002 von Lucia Cretoiu, Josepf C. Gentry, Sam Kumar und Randi Wright-Wytcherley "Sulfur Reduction With No Octane Loss - GT DeSuIf oder auf dem 2003 AIChE Spring Meeting, New Orleans, USA, 1. bis 2. April 2003 von Joseph Gentry, Sam Kumar und Randi Wright-Wytcherley εxtractive Distil- lation Applied" vorgestellt.

Zur Reduzierung des Benzolgehaltes in Kraftstoffen wurde zudem die Abtrennung mittels hochleistungsfähiger Pervaporationsmembranen vorgeschlagen (vgl. "Benzolgehalt in Kraftstoffen reduzieren", CIT plus 10/2004, Seite 45) oder

" Pe rvapo ratio n shows promise for separating benzene from aliphatics", Chemical Engineering 9/2004).

Aufgabe der Erfindung ist es, bei einem gattungsgemäßen Verfahren die Aus- beute an C ₂ -C-rOlefinen, insbesondere von Propylen, zu erhöhen.

Diese Aufgabe wird mit der Erfindung durch die Merkmale des Anspruchs 1 im Wesentlichen dadurch gelöst, dass das an Cs ₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reiche Gemisch einer zweiten Trenneinrichtung zugeführt wird, in welcher die in dem Gemisch enthaltenen Aromaten weitgehend abgetrennt und als Aromaten- strom abgeführt werden, und dass der weitgehend aromatenfreie Reststrom als Recyclingstrom wenigstens teilweise zu dem wenigstens einen ersten Reaktor zurückgeführt wird.

Mit der Erfindung lässt sich das bekannte Verfahren gleich in zweifacher Weise verbessern. Zum einen kann das von Aromaten befreite Flüssigprodukt nun vollständig in den Reaktor zurückgeführt werden, wo sich der Olefin- und Naphthen-Anteil größtenteils zu Propylen umsetzen und damit die Ausbeute der Gasamtanlage erhöhen lässt. Zum anderen wird zusätzlich ein wertvolles Ge- misch aus Reinaromaten erzeugt, das im Vergleich zum ursprünglichen Benzinprodukt einen deutlich höheren Wert aufweist.

Nachdem sich eine 100 %-ige Abtrennung der Aromaten nicht realisieren lässt, weist erfindungsgemäß der Anteil an Aromaten in dem zu dem ersten Reaktor zurückgeführten Recyclingstrom einen Anteil von weniger als 10 Gew.-%, vorzugsweise unter 5 Gew.-% und insbesondere von weniger als 1 Gew.-% auf.

Um die Aufkonzentration insbesondere der reaktionsträgen Paraffine im Kreislauf zu kontrollieren, wird in Weiterbildung der Erfindung ein Teil des in der

zweiten Trenneinrichtung erhaltenen, weitgehend aromatenfreien Recyclingstroms aus dem Prozess entfernt.

Um den wirtschaftlichen Wert des Aromatengemisches zu erhöhen, wird der in der zweiten Trenneinrichtung abgetrennte Aromatenstrom erfindungsgemäß in einer weiteren Trenneinrichtung in Benzol, Toluol und ein Xylol-Isomeren- gemisch aufgetrennt.

Vorzugsweise ist der Reaktor als Schachtreaktor, Röhrenreaktor, stationärer Wirbelschichtreaktor oder zirkulierender Wirbelschichtreaktor ausgebildet. Im zweitgenannten Fall sind in dem Reaktor vorzugsweise mehrere axial angeordnete Röhren vorgesehen, welche bspw. eine Länge zwischen 1 und 5 m sowie einen Innendurchmesser von 20 bis 50 mm aufweisen.

Um eine möglichst hohe Umsetzung des Eduktgemischs zu erreichen, wird dieses gemäß einer besonderen Ausführungsform der vorliegenden Erfindung durch zwei oder mehr hintereinander geschaltete Reaktoren geführt. Für diese Ausführungsform haben sich insbesondere mehr als zwei, bevorzugt vier, in Serie geschaltete Schachtreaktoren jeweils mit einem formselektiven Zeolith- Katalysator als besonders geeignet erwiesen, wobei in dem ersten Schachtreaktor ein Teil des Eduktgemischs aus dem Vorreaktor und in jeden weiteren Schachtreaktor das Produktgemisch des diesem jeweils vorgeschalteten Schachtreaktors zusammen mit einem Teilstrom des Eduktgemischs aus dem Vorreaktor geleitet wird. Ebenso gute Umsetzungsgrade werden erhalten, wenn alternativ zu der vorgenannten Ausführungsform das Eduktgemisch durch nur einen Reaktor geführt wird, in dem wenigstens zwei hintereinander angeordneten Katalysatorstufen vorgesehen sind. In diesem Fall sind die einzelnen Katalysatorstufen vorzugsweise untereinander angeordnet und werden von dem Eduktgemisch von oben nach unten durchströmt. Auch hier wird das Eduktge- misch aus dem Vorreaktor auf die einzelnen Katalysatorstufen verteilt.

Grundsätzlich können in dem wenigstens einen Reaktor alle dem Fachmann zur Umsetzung von Methanol und/oder Dimethylether zu C ₂ -C ₄ -Olefinen geeignete Zeolith-Katalysatoren eingesetzt werden, wobei sich insbesondere Alumosilikat- Zeolith vom Pentasiltyp und besonders bevorzugt ZSM-5 als geeignet erwiesen haben. Zur Optimierung der Ausbeute wird dem Reaktor bzw. der ersten Reaktorstufe, vorzugsweise mindestens ein inerter Strom, besonders bevorzugt Wasserdampf, und mindestens ein Kohlenwasserstoffe enthaltender Strom zugeführt.

Um die Betriebskosten des Verfahrens abzusenken, wird in Weiterbildung des Erfindungsgedankens vorgeschlagen, die Umsetzung in dem wenigstens einen Reaktor adiabatisch durchzuführen. Alternativ kann eine isotherme Verfahrensführung vorgesehen sein, die jedoch im Vergleich zu der adiabatischen Verfah- rensführung zu höheren Verfahrenskosten führt.

Gute Ausbeuten in dem wenigstens einen Reaktor werden insbesondere erhalten, wenn diesem ein Eduktgemisch mit einem Gewichtsverhältnis Wasser zu Methanoläquivalent von 0,25 : 1 bis 10 : 1 zugeführt wird. Sofern der Reaktor mehrere Katalysatorstufen umfasst, gilt dieses Verhältnis für den Eintritt in jede Katalysatorstufe. Ein "Methanoläquivalent" entspricht nach der Gleichung 2 CH ₃ OH -» CH ₃ -O-CH ₃ + H ₂ O einem halben Mol Dimethylether (DME). Zudem wird das Eduktgemisch in dem Reaktor bevorzugt bei einer Temperatur von 300 bis 600 ⁰ C und/oder bei einem Druck von 0,5 bis 5 bara umgesetzt.

Zur Auftrennung des aus dem Reaktor abgezogenen Reaktionsgemischs kann jede dem Fachmann bekannte Trenneinrichtung eingesetzt werden, die geeignet ist, ein C ₂ -C ₄ -olefinreiches Gemisch von einem an C ₅₊ - Benzinkohlenwasserstoffen reichen Gemisch abzutrennen, bspw. destillativ, adsorptiv, thermisch oder mittels Membranen arbeitende Trenneinrichtungen.

Besonders gute Ergebnisse werden erhalten, wenn die erste Trenneinrichtung als Kühlvorrichtung ausgebildet ist und das aus dem ersten Reaktor abgezogene Reaktionsgemisch in dieser auf eine Temperatur von 10 bis 8O ⁰ C abgekühlt wird.

Gemäß einer weiteren bevorzugten Ausführungsform der vorliegenden Erfindung wird das aus der ersten Trenneinrichtung abgezogene C ₂ -C ₄ -olefinreiche Gemisch einer dritten Trenneinrichtung zugeführt, in der das vorgenannte Gemisch in einen C ₄ -C ₅ -Olefin- und in einen C- ₃ --Olefinstrom aufgetrennt wird. Dies ermöglicht die Rückführung des C-rCs-Olefinstroms in den Reaktor, womit die Gesamtausbeute des Verfahrens weiter gesteigert werden kann. Aus dem C ₃ -- Olefinstrom kann Propylen bspw. destillativ in einfacher Weise und hoher Reinheit gewonnen werden. Vorzugsweise werden auch die nach dem Abtrennen von Propylen aus dem C _3- -Olefinstrom verbleibenden Olefine in den Reaktor zurückgeführt.

Die Erfindung betrifft auch eine Anlage zur Herstellung von insbesondere von Propylen aus einem Wasserdampf und Oxygenate, wie Methanol und/oder Dimethylether enthaltenden Eduktgemisch, die insbesondere zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens geeignet ist. Erfindungsgemäß umfasst die Anlage wenigstens einen katalytischen Reaktor zur Umsetzung des Eduktgemischs in ein niedermolekulare Olefine und Benzinkohlenwasserstoffe umfassendes Reaktionsgemisch sowie eine erste Trenneinrichtung zur Auftrennung des in dem Reaktor erhaltenen Reaktionsgemischs in ein Cs-- olefinreiches Gemisch, ein an C ₅ +-Benzinkohlenwasserstoffen reiches Gemisch und eine wässrige Phase, sowie eine zweite Trenneinrichtung, die daran ange- passt ist, das an Cs ₊ -Benzinkohlenwasserstoffen reiche Gemisch in einen im Wesentlichen aromatenfreien Recyclingstrom und einen die abgetrennten Aro- maten enthaltenden Aromatenstrom aufzutrennen, wobei eine Rückführleitung von der zweiten Trenneinrichtung zu dem Reaktor führt.

Gemäß einer bevorzugten Ausgestaltung der Erfindung ist die zweite Trenneinrichtung eine Membrantrenneinrichtung.

Alternativ kann die zweite Trenneinrichtung auch eine Destillationskolonne aufweisen, in welcher vorzugsweise eine Extraktionsmittel zugesetzt wird.

In Weiterbildung der Erfindung wird vorgeschlagen, der ersten Trenneinrichtung eine dritte Trenneinrichtung zur Auftrennung des aus der ersten Trenneinrich- tung abgezogenen C ₅ .-olefinreichen Gemischs in einen C ₄ -C ₅ -Olefin- und einen C ₃ .-Olefinstrom nachgeschaltet ist, wobei die dritte Trenneinrichtung vorzugsweise wenigstens eine Destillationskolonne aufweist.

In Weiterbildung dieses Erfindungsgedankens ist eine von der dritten Trennein- richtung zu dem Reaktor führende Rückführleitung vorgesehen, um das aus der dritten Trenneinrichtung abgezogene C ₄ -Cs-olefinreiche Gemisch in den Reaktor zurückzuführen.

Weitere Merkmale, Vorteile und Anwendungsmöglichkeiten der Erfindung erge- ben sich auch aus der nachfolgenden Beschreibung von Ausführungsbeispielen und der Zeichnung. 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.

Die einzige Figur zeigt schematisch eine zur Durchführung des erfindungsgemäßen Verfahrens geeignete Anlage.

Die in der Figur dargestellte Anlage umfasst einen Reaktor 1 mit einem Kataly- sator auf Basis von formselektivem Zeolith, vorzugsweise ein Alumosilikat-

Zeolith vom Pentasiltyp und besonders bevorzugt ZSM-5. Der Reaktor 1 ist vorzugsweise als Schachtreaktor, Röhrenreaktor, stationärer Wirbelschichtreaktor oder zirkulierender Wirbelschichtreaktor ausgestaltet. Des Weiteren umfasst die Anlage eine als Kühler ausgestaltete erste Trenneinrichtung 2 sowie eine zweite Trenneinrichtung 3.

Beim Betrieb der Anlage wird über eine Methanolzufuhrleitung 4 herangeführtes Methanol in einem nicht dargestellten Wärmeaustauscher auf eine Temperatur von vorzugsweise 200 bis 350 ⁰ C erhitzt und dadurch verdampft, bevor der Methanoldampf in einem Vorreaktor 5 an einem geeigneten Dehydratisierungs- katalysator, bspw. Aluminiumoxid, zumindest teilweise zu Dimethylether und Wasser umgesetzt wird. Dem über eine Leitung 6 aus dem Vorreaktor 5 abgezogenen Methanol/Dimethylethergemisch wird über eine Dampfleitung 7 Wasserdampf zugeführt und das so erhaltene Gemisch in den Reaktor 1 geleitet. Vorzugsweise beträgt die Eintrittstemperatur des Eduktgemischs in den Reaktor 1 zwischen 350 und 500 ⁰ C, das Gewichtsverhältnis Wasser zu Methanoläquivalent in dem Eduktgemisch zwischen 0,25 : 1 und 10 : 1 sowie der Druck in dem Reaktor 1 zwischen 0,5 und 5,0 bara. Im Katalysatorbereich des Reaktors 1 liegen die Temperaturen bevorzugt zwischen 300 und 600 ⁰ C.

Alternativ zu der in der Figur dargestellten einstufigen Ausgestaltung des Reaktors 1 kann dieser auch aus zwei oder mehr in Serie geschalteten Reaktionsstufen stehen, wobei es sich dabei sowohl um separat ausgeführte Reaktoren als auch um übereinander angeordnete Katalysatorschüttungen in einem Reaktor handeln kann. In diesem Fall wird das Produkt aus dem Vorreaktor 5 auf die einzelnen Stufen verteilt, während alle anderen Eintrittsströme komplett in die erste Reaktionsstufe eingeleitet werden. Ferner ist es möglich, anstelle eines Wasserdampf-/Methanol-/Dimethylethergemischs in den Reaktor 1 ausschließlich Methanol oder Dimethylether in Kombination mit Wasserdampf als Edukt einzusetzen.

über eine Leitung 8 wird das in dem Reaktor 1 gebildete und vornehmlich aus C ₂ -C ₄ -Olefinen, C ₅₊ -Benzinkohlenwasserstoffen und Wasserdampf bestehende Reaktionsgemisch aus dem Reaktor 1 abgezogen und der ersten Trenneinrich- tung 2 zugeführt, in welcher das Reaktionsgemisch auf eine Temperatur zwischen 10 und 80 ⁰ C abgekühlt wird, so dass ein wasserreiches Kondensat, eine flüssige organische Phase, welche reich an C ₅₊ -Benzinkohlenwasserstoffen ist, sowie eine im Wesentlichen aus C ₂ -C ₄ -Olefinen bestehende gasförmige C _5- - olefinreiche Fraktion erhalten wird.

Aus der ersten Trenneinrichtung 2 wird die C _5- -olefinreiche Fraktion über eine Leitung 9 nach Durchlaufen eines Verdichters 10 einer dritten Trenneinrichtung 11 zugeführt, in welcher sie in einen C^-Cs-Kohlenwasserstoff-, einen C _2- - Kohlenwasserstoff- und einen Propylenstrom aufgetrennt wird. Es ist auch mög- lieh, zunächst eine Abtrennung eines C^-Olefinstroms vorzunehmen und aus diesem anschließend in bekannter weise das Propylen zu gewinnen. Der C ₄ -C ₅ - Kohlenwasserstoffstrom und der C _2- - Kohlenwasserstoffstrom werden über eine gemeinsame oder separate Rückführleitung(en) 12 in die Leitung 6 und zusammen mit dem Methanol-/Dimethylethergemisch und dem Wasserdampf in den Reaktor 1 eingeführt.

Die in der ersten Trenneinrichtung 2 gewonnene, im Wesentlichen aus C ₅₊ - Benzinkohlenwasserstoffen bestehende organische Phase wird über eine Leitung 13 in die zweite Trenneinrichtung 3 eingeführt, in welcher die in dem Flüs- sigprodukt enthaltenen Aromaten praktisch vollständig abgetrennt werden. Die zweite Trenneinrichtung 3 ist hierzu als Membrantrenneinrichtung ausgestaltet oder trennt die Aromaten in einer Extraktivdestillation unter Verwendung spezieller Extraktionsmittel ab. Es ist auch möglich, die vorgenannten Verfahren in Kombination und ggf. auch in Verbindung mit einer Flüssig-Flüssig- Destillationsvorrichtung einzusetzen. Diese Verfahren sind dem Fachmann

grundsätzlich bekannt. Es wird insoweit auf die in der Beschreibungseinleitung zitierten Dokumente verwiesen. Durch die zweite Trenneinrichtung 3 werden die Aromaten soweit abgetrennt, dass in dem Reststrom weniger als 5 Gew.-%, vorzugsweise weniger als 1 Gew.-% Aromaten verbleiben. Der abgetrennte Aromatenstrom A wird über eine Leitung 14 abgeführt und ggf. in einer nicht dargestellten weiteren Trenneinrichtung nach dem Fachmann bekannten Methoden in Benzol, Toluol und ein Xylol-Isomerengemisch weiter aufgetrennt.

Der weitgehend aromatenfreie Reststrom wird als Recyclingstrom R bspw. über die Rückführleitung 12 zu dem Reaktor 1 zurückgeführt.

Um eine Aufkonzentration insbesondere der reaktionsträgen Paraffine im Kreislauf zu vermeiden, kann ein Teil des aromatenfreien Reststroms von dem Recyclingstrom R abgetrennt und über eine Leitung 15 aus dem Prozess entfernt werden.

Die in der ersten Trenneinrichtung 2 abgetrennte wässrige Phase kann über eine Leitung 16 abgeführt und nach Umwandlung in Dampf ggf. teilweise über die Leitung 7 wieder in den Prozess zurückgeführt werden.

Beispiel

Ein Methanol-Einsatz von 208.3 t/h führt bei einer Jahreslaufzeit von 8000 h zu einem Zufuhrstrom von 1 ,66 Mio t/a. Da bei der Umsetzung von Methanol zwangsläufig Wasser frei wird, beziehen sich die prozentualen Produktausbeuten auf den so genannten "CH ₂ "-Anteil (aus der Pseudoreaktion CH ₃ OH -> "CH ₂ " + H ₂ O). Der Zufuhrstrom beträgt für den "CH ₂ "-Anteil 91.2 t/h (730 kt/a).

Bei einem Vergleich der Produktverteilung des herkömmlichen Verfahrens (MTP), wie es bspw. in der EP 0 882 692 B1 beschrieben ist, mit dem erfindungsgemäßen Verfahren (MTP+) ergaben sich für den oben genannten Methanol-Einsatz folgende Produktströme:

Es ergibt sich mit dem erfindungsgemäßen Verfahren eine um 6 % erhöhte Propylenproduktion. Außerdem werden Aromaten als separate Produkte erzeugt, die als Einzelkomponenten einen höheren Verkaufspreis erzielen als das herkömmlicherweise erhaltene Benzinprodukt.

Gleichzeitig ändert sich auch die Zusammensetzung des Benzins

Der weitgehend aromatenfreie Recyclingstrom kann sich im Reaktor umsetzen. Hierbei sind aber nur die Olefine (Umsatz ca. 86 %) und die Naphtene (Umsatz ca. 58 %) reaktiv, während Paraffine inert sind. Entsprechend ist zu erkennen, dass sich die Paraffine gegenüber dem Benzinstrom stark angereichert haben. Der Aromatenanteil beträgt nur noch 4 %. Die Paraffine werden daher abgeführt, wobei insbesondere ein Purge-Anteil von 30 % festgelegt werden kann.

Der wesentlich verringerte Aromatengehalt erhöht den Wert des erhaltenen Benzins, insbesondere nachdem in der Europäischen Union ab 2006 für Fahrbenzin ein maximaler Aromatengehalt von 35 Gew.-% vorgeschrieben ist.

Bezugszeichenliste:

1 Reaktor

2 erste Trenneinrichtung

3 zweite Trenneinrichtung

4 Methanolzufuhrleitung

5 Vorreaktor

6 Leitung

7 Dampfleitung

8 Leitung

9 Leitung

10 Verdichter

11 dritte Trenneinrichtung

12 Rückführleitung

13 Leitung

14 Leitung

15 Leitung

16 Leitung

A Aromatenstrom

R Recyclingstrom