通过多阶段绝热气相氧化制备氯的方法.pdf

本发明涉及通过用氧气对氯化氢进行催化气相氧化制备氯气的方法，其中反应在绝热条件下在18-60个串联的催化剂床上进行，和涉及用于实施该方法的反应器体系。

1.  通过用氧气对氯化氢进行催化气相氧化来制备氯气的方法，其特征在于，氯化氢与氧气的反应在绝热条件下在18-60个串联的催化剂床上进行。

2.  权利要求1的方法，其特征在于，所述反应在20-40个，优选22-30个串联的催化剂床上进行。

3.  权利要求1或2的方法，其特征在于，特别在反应期间，在催化剂床中的催化剂的温度为150℃-800℃，优选200-450℃。

4.  权利要求1-3中至少一项的方法，其特征在于，从至少一个催化剂床离开的工艺气体混合物随后被引导通过至少一个连接在该催化剂床下游的热交换器。

5.  权利要求4的方法，其特征在于，在每个催化剂床下游存在至少一个热交换器，优选单个热交换器，离开的工艺气体混合物被引导通过所述热交换器，和所述热交换器优选选自包括下列的组：管束式热交换器、板式热交换器、环形槽热交换器、螺管式热交换器、鳍管式热交换器和/或微型热交换器。

6.  权利要求4或5的方法，其特征在于，在所述热交换器中排出的反应热用于产生蒸气。

7.  权利要求1-6中至少一项的方法，其特征在于，所述反应在1-30巴的压力实施。

8.  权利要求1-7中至少一项的方法，其特征在于，进入第一催化剂床中的气体混合物的入口温度为150-630℃，优选200-480℃。

9.  权利要求8的方法，其中进入每个催化剂床中的气体混合物的入口温度为150-630℃，优选200-480℃，更优选250-470℃。

10.  权利要求1-9中任一项的方法，其特征在于，所述串联的催化剂床以从一个到另一个催化剂床升高或降低的平均温度操作。

11.  权利要求1-10中任一项的方法，其特征在于，在进入每个催化剂床之前，氧气对氯化氢的摩尔比为每当量氯化氢0.25-10当量的氧气，优选0.5-5当量的氧气。

12.  权利要求1-11中任一项的方法，其特征在于，各个催化剂床的一个或多个可以彼此独立地由各两个或更多个并联的催化剂床替换。

13.  权利要求1-12中任一项的方法，其特征在于，仅向第一催化剂床中引入含有氯化氢和氧气的原料气流。

14.  权利要求1-13中任一项的方法，其特征在于，在第一个催化剂床下游的一个或多个催化剂床的上游向该工艺气流中计量加入新鲜的氯化氢和/或氧气。

15.  权利要求1-14中任一项的方法，其特征在于，所述催化剂包括至少一种选自由以下构成的组的元素：铜、钾、钠、铬、铈、金、铋、铀、钌、铑、铂以及元素周期表VIII副族的元素。

16.  权利要求1-15中任一项的方法，其特征在于，该催化剂基于钌和/或铀或者钌和/或铀的化合物。

17.  权利要求1-16中任一项的方法，其特征在于，在各个催化剂床中催化剂的活性不同和特别是从一个到另一个催化剂床升高。

18.  权利要求1-17中任一项的方法，其特征在于，将所述催化剂床的催化剂施加到惰性载体上。

19.  权利要求18的方法，其特征在于，所述催化剂载体全部或部分由氧化钛、氧化锡、氧化铝、氧化锆、氧化钒、二氧化铈、氧化铬、氧化硅、氧化铀、硅藻土、碳纳米管或者所述物质的混合物或化合物构成。

20.  权利要求1-19中任一项的方法，其中进行固定床催化剂的连续更换。

21.  权利要求1-20中任一项的方法，其中将未转化的反应物气体返回至该方法中。

22.  用于让含有氯化氢和氧气的气体转化的反应器体系，至少包括针对氯化氢和氧气的进料管或者针对氯化氢和氧气混合物的进料管以及18-60个串联的绝热催化剂床。

通过多阶段绝热气相氧化制备氯的方法
本发明涉及通过用氧气对氯化氢进行催化气相氧化制备氯气的方法，其中反应在绝热条件下在18-60个串联的催化剂床(Katalysatorbett)上进行，和涉及用于实施该方法的反应器体系。
由Deacon在1868年开发的用氧气在放热平衡反应中催化氧化氯化氢的方法是氯气化学工业的开端：

然而，氯碱电解非常多地排挤了迪肯制氯法的工业应用。几乎所有氯气的制备都是通过氯化钠水溶液的电解进行的。然而，近年来迪肯制氯法的吸引力再次升高，因为全球对氯气的需求比对NaCl电解联产物氢氧化钠水溶液的需求增加得更快。这种发展有利于通过氯化氢氧化制备氯气的方法，其与氢氧化钠水溶液的制备是分开的。此外，前体氯化氢是容易获得的；其作为例如光气化反应中(例如异氰酸酯制备中)的联产物(Koppelprodukt)而大量获得。
在迪肯制氯法的过程中反应热的导出和使用是重点。从迪肯反应的开始到完成可能为600-900℃的不受控制的温度升高首先会导致对催化剂的永久性损害，其次高温会造成反应平衡往不利于反应物方向移动，带来产率的相应恶化。因此有利的是，在所述方法过程中将催化剂堆料(Katalysatorschüttung)的温度保持在150-600℃的范围内。
在已经确立的方法中，因此将该催化剂以热稳定的移动床的形式使用。依照EP 0 251 731 A2，通过外壁控制催化剂床的温度；依照DE 10 2004 006 610 A1，使用设置在该床内的热载体控制流化床的温度。从该方法中的有效热导出被由不均匀的停留时间分布和催化剂磨损导致的问题所遏制，两者都导致转化率的损失。
在具有固定催化剂堆料的反应器中，窄的停留时间分布和小的催化剂磨损是可能的。但是，在这种反应器中出现催化剂床的热稳定的问题。因而通常使用热稳定化的管束式反应器，特别在大型反应器的情况下，其具有非常昂贵的冷却循环(WO 2004/052776A1)。
为了改善催化剂堆料的排热，在研究报告“Sumitomo Kagaku”，卷2004-I中推荐使用由在作为载体的二氧化钛上的氧化钌构成的固定床催化剂。除了高催化剂活性之外，作为优点还提到了催化剂体系的好的传热性。因为即使在催化剂丸粒内高的传热性，堆料的传热性仍然保持为低，所以通过该措施仍未显著改善排热。
在EP1 170 250 A1中建议在管束式反应器中使用催化剂填料，其在经冷却的接触管的不同区域具有各自不同的活性。由此以如下程度延缓了反应进程：使得产生的反应热可以易于经接触管壁导出。类似的结果据信通过用惰性材料有针对性地稀释催化剂堆料实现。该解决方案的不利之处在于，必须开发两种或更多种催化剂体系并用在接触管中或者由于使用惰性材料损害了反应器容量。
在公开文献WO 2004/037718和WO 2004/014845中除了优选的等温方法之外确实还以一般形式提到了氯化氢的绝热催化氧化的可能性。然而，没有描述绝热氯化氢氧化的具体实施方式。因此在整个方法的完全绝热操作模式下如何能够导出该放热反应的反应热以及如何能够避免对催化剂的损害都仍是完全不清楚的。然而事实上，依照这些文件，氯化氢氧化都是作为在管束式反应器中的固定床方法等温进行的，如上所述，其需要以极其复杂方式控制的冷却系统。原则上，所述的所有管束式反应器也是非常复杂的，而且造成高的投资费用。随结构尺寸快速产生的关于催化剂堆料的机械稳定性和均匀恒温的问题使这种大型机组是不经济的。
因此有利的是，提供一种简单的方法，该方法可以在无需在反应器中的热管理用的复杂系统的简单反应器中进行。这种反应器易于转变成工业规模并且在所有尺寸廉价且稳健。在这些反应器类型中，所述反应焓由在反应物气流和产物气流之间的温差定量地反应出来。
对于用含氧气流对氯化氢进行放热气相氧化，迄今既没有使用这些反应器，也没有给出合适的催化剂和合适的方法。
最先用于迪肯制氯法的催化剂，例如具有CuCl₂活性组分的负载催化剂，仅具有低活性。尽管可以通过提高反应温度提高活性，但不利的是在较高温度下活性组分的挥发性导致催化剂的快速失活。另外，氯化氢氧化为氯气是平衡反应。随着温度的升高，该平衡位置向不利于所需的最终产物方向偏移。
因此，通常使用具有尽可能高活性的催化剂，这使得能在较低温度运行该反应。已知的高活性催化剂基于钌。在DE-A 197 48 299中记载了具有活性物质氧化钌或钌混合氧化物的经负载催化剂。其中，氧化钌的含量为0.1重量-20重量％和氧化钌的平均粒径为1.0纳米-10.0纳米。所述反应在90℃-150℃的温度实施。由DE-A 197 34 412已知其它的基于钌的经负载催化剂：氯化钌催化剂，其含有至少一种选自氧化钛或氧化锆的化合物，钌羰基配合物、无机酸的钌盐、钌亚硝酰基(Nitosyl)配合物、钌胺配合物、有机胺的钌配合物或钌乙酰丙酮化物配合物。该反应在100℃-500℃、优选200℃-380℃的温度进行。在两个申请DE-A 197 48 299和DE-A 197 34 412中使用在固定床或流化床中的催化剂。作为氧源物质使用空气或纯氧。即使在使用这样的高活性催化剂情况下，该迪肯反应也保持为放热反应和需要温度控制。
因此存在这样的任务，也即提供催化氧化氯化氢得到氯气的方法，其中可以在不具有在反应器中的热管理用的复杂系统的简单反应器中实施。
本发明的发明人出人意料地发现，可以通过如下方式实现上述任务，其中反应在绝热条件下在18-60个串联的催化剂床上实施。
所述工艺气体除了氧气和氯化氢之外，还可以含有次要成分，例如氮气、二氧化碳、一氧化碳或水。所述氯化氢可以源自上游的生产工艺，例如用于制备多异氰酸酯的生产工艺，和含有其它杂质例如光气。
根据本发明，在绝热条件下在催化剂床上实施该方法是指基本上既不从外部将热量引入到各个催化剂床中的催化剂中，也不从各个催化剂床中的催化剂抽出热量(除了通过引入或离开的反应气体引入或引出热)。工业上，该方法通过催化剂床的隔热以已知的方式实现。各个催化剂床以绝热方式操作，也即在所述催化剂床中尤其不具有用于排热的机构。以整体考虑该方法，那么根据本发明还排除了下面的情况，其中例如借助连接在各个催化剂床之间的热交换器导出反应热。
相对于常规的等温操作方式，本发明的18-60个串联的催化剂床的绝热操作方式的优点尤其在于：在催化剂床中不必提供用于排热的机构，这带来了显著的构造简化。由此得到了尤其是在反应器制备和方法的可放大性方面的简化以及反应转化率的提高。
催化剂床在此处理解为表示本身已知的所有表现形式中的催化剂设置，例如固定床、移动床或流化床。优选固定床设置。其包括实际意义的催化剂堆料，即任何形状和适合填料形式的松散的、负载的或非负载的催化剂。
此处所用的术语“催化剂堆料(Katalysatorschüttung)”还包括适合的填料在载体材料或结构化催化剂载体上的连续区域。所述催化剂载体的实例包括具有较高几何表面积且待涂覆的陶瓷蜂窝体、或在其上例如固定有催化剂颗粒的金属丝网的波纹板。
在该新方法中，优选使用催化剂固定床。
在本发明方法的优选的实施方案中，所述反应在20-40个、优选22-30个串联的催化剂床上实施。
该方法的另一优选实施方案的特点在于，将从至少一个催化剂床离开的工艺气体混合物随后通过至少一个连接在所述催化剂床下游的热交换器。
在所述方法的另一特别优选实施方案中，在各个催化剂床后存在至少一个，优选一个热交换器，并将离开的反应气体混合物通过所述热交换器。
在优选的实施方案中，在至少一个催化剂床之后存在至少一个热交换器。特别优选在每个催化剂床之后存在至少一个，但优选各自正好一个热交换器，将从所述催化剂床离开的气体混合物通过所述热交换器。
其中，所述多个催化剂床可以设置在一个反应器中或分开设置在多个反应器中。多个催化剂床设置在一个反应器中导致所用所用装置数的减少。
此外，串联的催化剂床中的每一个可以彼此独立地由一个或多个并联的催化剂床替换或补充。使用并联的催化剂床特别允许在连续运行的整体操作情况下进行它们的替换或补充。
但是优选地，本发明的方法具有18-60个串联的催化剂床。并联和串联的催化剂床也特别可以相互组合。但是特别优选地，本发明的方法仅具有串联的催化剂床。
如果使用并联的催化剂床，那么特别是由串联的催化剂床构成的工艺链中的最多5个，优选3个，特别优选最多2个并联。
在本发明方法中优选使用的反应器可以由具有一个或多个绝热的催化剂床的简单容器组成，例如在Ullmanns Encyclopedia of IndustrialChemistry(第5版，Completely Revised Edition，卷B4，第95-104页，第210-216页)中记载的那些。也即其可以是例如单阶段或多阶段的固定床反应器、径流式反应器或还有浅床式反应器(Shallow-bed reactor)。然而，由于上述缺陷，优选不使用管束式反应器。因为根据本发明，没有从催化剂床中排出热，这种反应器类型对于容纳所述催化剂床是不必要的。
此外，所述催化剂或催化剂床以本身已知的方式安装到反应器的气体透过性壁之上或者之间。特别在薄催化剂床情况下，将用于均匀气体分配的工业装置安装到催化剂床上方、下方或者上方和下方。这些可以是孔板、泡罩塔板、浮阀塔板或其它内嵌件，它们通过产生小而均匀的压降使得气体均匀进入催化剂床中。
气体在催化剂床中的空管速度在使用固定床的实施方案情况下优选为0.1-10m/s。
在本发明方法的特别实施方案中，在进入催化剂床之前，优选使用每当量氯化氢0.25-10当量氧的摩尔比。通过提高每当量氯化氢的氧的当量比，一则可以加速所述反应并由此提高时空收率(单位反应器体积产生的氯的量)，二则使得反应平衡向产物方向正向推移。
在该方法的另一特别优选实施方案中，引入第一催化剂床的气体混合物的入口温度为150-630℃，优选200-480℃。
含有氯化氢和氧气的原料气流可以优选仅在第一催化剂床之前引入。这样做的优点是，可以使用总体原料气流来引入和排出所有催化剂床中的反应热。但是按需要，也可以在所述第一催化剂床之后的一个或多个催化剂床之前将氯化氢和/或氧气计量加入气流中。通过在所用的催化剂床之间引入气体，可以额外调节反应的温度。
在本发明方法的特别优选的实施方案中，在至少一个所用催化剂床之后，特别优选在每个所用催化剂床之后，冷却所述反应气体。为此引导所述反应气体通过一个或多个位于各个催化剂床下游的热交换器。这些可以是本领域技术人员已知的热交换器，例如管束式热交换器、板式热交换器、环形槽热交换器、螺管式热交换器、鳍管式热交换器、微型热交换器。在该方法的一个特别实施方案中，在热交换器上冷却产物气体时产生蒸气。
在该方法的一个优选实施方案中，串联的催化剂床以从一个催化剂床到另一个催化剂床升高或降低的平均温度操作。这意味着，在催化剂床的顺序内，能够允许温度从一个到另一个催化剂床升高或降低。因此，使平均温度先从一个到另一个催化剂床升高以增加催化剂活性并然后使平均温度在下游的后续催化剂床中再次降低以移动平衡，这是特别有利的。这可以例如通过调节催化剂床之间连接的热交换器调节。其它的调节平均温度的可能性将在下文详述。
在优选在该新方法下游连接的步骤中，分离所形成的氯气。所述分离步骤通常包括多个阶段，也即分离和任选地返回来自氯化氢催化氧化的产物气流的未转化的氯化氢，干燥所得的主要含有氯和氧的物流以及从经干燥的物流分离氯。
分离未转化的氯化氢和形成的水蒸气可以通过冷却氯化氢氧化的产物气流来冷凝出含水盐酸进行。还可以将氯化氢吸收在稀盐酸或水中。
在所述方法的优选实施方案中，未转化的氯化氢和/或氧气在从所述产物料流分离出氯气和水之后和分流出少量气体以保持气态组分恒定(其有时由反应物夹带进来)之后，重新供入所述反应中。返回的氯化氢和/或氧气在一个或多个催化剂床之前返回，并任选地预先借助热交换器重新达到入口温度。有利地实施产物气体的冷却和返回的氯化氢和/或氧气的加热，其中所述气流以彼此逆流形式流过热交换器。
该新方法优选在1-30巴的压力下操作，优选1-20巴，更优选1-15巴。
反应物气体混合物的温度优选在每个催化剂床之前为150-630℃，优选200-480℃，更优选250-470℃。所述气体混合物优选在进入各个催化剂床之前经均化。
被穿流过的催化剂床的厚度可以选择为相同或者不同，并合乎目的地为1厘米-8米，优选5厘米-5米，更优选30厘米-2.5米。
所述催化剂优选以固定在载体上的方式使用。所述催化剂优选含有下列元素的至少一种：铜、钾、钠、铬、铈、金、铋、铀、钌、铑、铂以及元素周期表VIII副族的元素。这些优选以氧化物、卤化物或者混合的氧化物/卤化物形式，特别是氯化物或氧化物/氯化物形式使用。此外，这些元素或化合物可以单独地或以任意组合的形式使用。
这些元素的优选化合物包括：氯化铜、氧化铜、氯化钾、氯化钠、氧化铬、氧化铋、氧化铀、氧化钌、氯化钌、氧氯化钌、氧化铑。
特别优选地，所述催化剂部分完全或部分由钌和/或铀或者它们的化合物组成，特别优选所述催化剂由含卤离子和/或氧的铀和/或钌的化合物组成。
非常特别优选地，所述催化剂部分完全或部分由铀氧化物例如UO₃、UO₂、UO或由这些物质的混合物得到的非化学计量相例如U₃O₅、U₂O₅、U₃O₇、U₃O₈、U₄O₉组成。
所述催化剂部分可以完全或部分由下列组成：氧化钛、氧化锡、氧化铝、氧化锆、氧化铀、氧化钒、二氧化铈、氧化铬、氧化铀、氧化硅、硅藻土、碳纳米管或者所述物质的混合物或化合物，例如特别是混合氧化物，例如硅铝氧化物。特别优选的载体材料是氧化锡、碳纳米管、铀氧化物例如比如UO₃、UO₂、UO或由这些物质的混合物得到的非化学计量相例如U₃O₅、U₂O₅、U₃O₇、U₃O₈、U₄O₉。
该负载钌催化剂可以通过例如用RuCl₃水溶液和任选的用于掺杂的促进剂浸渍该负载材料而得到。该催化剂可以在该载体材料的浸渍之后或优选之前成型。
适于掺杂该催化剂的促进剂是碱金属例如锂、钠、钾、铷和铯，优选锂、钠和钾，特别优选钾；碱土金属例如镁、钙、锶和钡，优选镁和钙，特别优选镁；稀土金属例如钪、钇、镧、铈、镨和钕，优选钪、钇、镧和铈，特别优选镧和铈，或者它们的混合物。
所述成型体可以随后在100-400℃的温度，优选100-300℃，例如在氮气、氩气或空气气氛干燥和任选地煅烧。优选地，所述成型体先在100-150℃干燥，然后在200-400℃煅烧。
在催化剂床中催化剂的温度合乎目的地为150℃-800℃范围，优选为200℃-450℃，特别优选为250℃-400℃。在催化剂床中温度的调节优选通过至少一种下面措施进行：
-定制催化剂床的尺寸，
-控制催化剂床之间的热导出，
-在催化剂床之间添加原料气体，
-反应物的摩尔比，
-反应物的浓度，
-在催化剂床的上游和/或之间添加惰性气体，特别是氮气、二氧化碳。
原则上，该催化剂或负载催化剂可以具有任何所需的形状，例如球状、杆状、拉西环或颗粒或片状。
在根据本发明所用的催化剂床中催化剂的组成可以相同或不同。在一个优选的实施方案中，在每个催化剂床中使用相同的催化剂。但是可以在各个催化剂床中有利地使用不同的催化剂。这样，特别可以在第一催化剂床中，这时反应产物的浓度仍然高，使用较低活性的催化剂，和在其它的催化剂床中催化剂的活性从一个到另一个催化剂床升高。所述催化剂活性的调节也可以通过用惰性材料或载体材料稀释来进行。
借助本发明方法，每1克催化剂可以制备0.1g/h-10g/h氯气，优选0.5g/h-5g/h氯气。本发明的方法的特点由此在于高的空时收率，附随着装置尺寸的降低和装置或反应器的简化。
本发明方法的反应物是氯化氢，其例如作为有机胺(特别是二胺)光气化得到异氰酸酯(特别是二异氰酸酯)或者苯酚气相光气化得到碳酸二苯酯而产生和接收的联产物。
氧气可以作为纯氧或者优选以含氧气体特别是空气的形式引入。
所产生的氯气可以例如用于制备光气和任选地返回至相关生产工艺中。
本发明方法的另一实施方案中，如此实施所述方法，使得连续进行固定床催化剂的更换。
在本发明的另一实施方案中，将未转化的反应物气体再返回到该方法中。未转化的反应物气体特别是氯化氢和氧气。所述方法也即作为循环方法操作。
本发明的主题还在于用于让含有氯化氢和氧气的气体转化的反应器体系，至少包括针对氯化氢和氧气的进料管或者针对氯化氢和氧气混合物的进料管以及18-60个串联的绝热催化剂床。所述反应器体系也可以包括20-40个或者22-30个催化剂床。
本发明借助图1和2阐述。其中：
图1示出了根据本发明的具有分布在分开的反应器上的18个催化剂床的方法进程
图2示出了根据本发明的具有在整合的反应器中的18个催化剂床的方法进程
图1示出了根据本发明的具有分布在分开的反应器上的18个催化剂床的方法进程。在第一反应器之前将反应物气体(1、2)混合得到气体混合物(3)并供入到该反应器中。所述反应器在每一情况下包括一个催化剂堆料(20)。反应器(4)的产物气体经引导通过热交换器(30)。所述热交换器(30)包括冷却介质的进料管(5)和出料管(6)。在图1中标识出，具有催化剂堆料(20)和热交换器(30)的反应器的重复单元总共重复16次，使得总共示出了18个单元。将产物气体混合物最后经受物质分离(40)并分离成氯化氢(7)、氧(8)、氯(9)和水(10)。也可以将未反应的氯化氢气体(7)和氧气(8)再次返回到该反应器中。但是没有在这里示出。
图2示出了根据本发明的具有在整合的反应器中的18个催化剂床的方法进程。在第一个反应器之前将反应物气体(1、2)混合得到气体混合物(3)并供入到该反应器中。所述反应器在每一情况下包括一个催化剂堆料(20)。反应器(4)的产物气体被引导通过热交换器(30)。所述热交换器(30)包括冷却介质的进料管(5)和出料管(6)。在图2中标识出，具有催化剂堆料(20)和热交换器(30)的反应器的重复单元总共重复16次，使得总共示出了18个单元。将产物气体混合物最后经受物质分离(40)并分离成氯化氢(7)、氧(8)、氯(9)和水(10)。也可以将未转化的氯化氢气体(7)和氧气(8)再次返回到该反应器中。但是没有在这里示出。
以下还参照实施例1和2进一步描述本发明。这些实施例涉及当其通过根据本发明的方法在反应区域中反应以及在下游的热交换器中再次冷却时催化剂床的数目和工艺气体混合物的温度曲线。该实施例进一步涉及所达到的HCl转化率。
实施例
实施例1：
在该实施例中，工艺气体混合物通过总共24个催化剂阶段，即通过24个反应区域。各催化剂阶段的下游都设置有热交换器，在其进入下一个催化剂阶段之前对该工艺气体混合物进行冷却。开始所用的工艺气体是HCl(38.5mol％)、O₂(38.5mol％)和惰性气体(Ar、Cl₂、N₂、CO₂；总共23mol％)的混合物。工艺气体混合物的入口压力为5巴。催化剂阶段(即反应区域)的长度是均匀的，在所有情况下都是7.5cm。调节催化剂的活性使其在所有催化剂阶段中都相同。进行该方法以达到1.2kgHCl/kg催化剂/h的装载量。在各个催化剂阶段上游没有进一步计量添加工艺气体组分。该装置中的停留时间总共2.3秒。
结果示于图3中。在x轴显示了各个催化剂阶段，使得可以观察到在该方法中的空间发展过程。在左手边的y轴上，给出了该工艺气体混合物的温度。在各个催化剂阶段上的温度曲线显示为实线。在右手边的y轴上，给出了HCl的总转化率。在各个催化剂阶段上的转化率曲线显示为虚线。
能够看出在第一催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度约为340℃。作为在绝热条件下得到氯气的放热反应的结果，在用下游热交换器再次冷却该工艺气体混合物之前，温度升高到约370℃。后一个催化剂阶段上游的入口温度约为344℃。作为放热绝热反应的结果，其再次升高到约370℃。进一步继续加热和冷却的顺序。在各个催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度随着阶段数的升高而升高。这是可能的，因为能够反应的反应物量在反应过程中在后的阶段中较少，因此由于放热反应而离开该方法的最佳温度范围的风险降低。因此，能够将该工艺气体混合物的温度保持接近于特定组合物的最佳温度。
在第24阶段之后的HCl转化率总共为88.1％。
实施例2：
在该实施例中，工艺气体混合物通过总共18个催化剂阶段，即通过18个反应区域。各催化剂阶段的下游都设置有热交换器，在其进入下一个催化剂阶段之前对该工艺气体混合物进行冷却。开始所用的工艺气体是HCl(38.5mol％)、O₂(38.5mol％)和惰性气体(Ar、Cl₂、N₂、CO₂；总共23mol％)的混合物。工艺气体混合物的入口压力为5巴。催化剂阶段(即反应区域)的长度是均匀的，在所有情况下都是15cm。调节催化剂的活性使其随催化剂阶段的序数而升高。相应的催化剂活性如下：
阶段1和2      30％
阶段3和4      40％
阶段5和6      50％
阶段7和8      60％
阶段9和10     70％
阶段11和12    80％
阶段13和14    90％
阶段15和16    100％
阶段17和18    100％。
进行该方法以达到112kg HCl/kg催化剂/h的装载量。在各个催化剂阶段上游没有进一步计量添加工艺气体组分。该装置中的停留时间总共为3.5秒。
结果示于图4中。在x轴显示了各个催化剂阶段，使得可以观察到在该方法中的空间发展过程。在左手边的y轴上，给出了该工艺气体混合物的温度。在各个催化剂阶段上的温度曲线显示为实线。在右手边的y轴上，给出了HCl的总转化率。在各个催化剂阶段上的转化率曲线显示为虚线。
能够看出，在第一催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度约为350℃。作为在绝热条件下得到氯气的放热反应的结果，在用下游热交换器再次冷却该工艺气体混合物之前，温度升高到约370℃。后一个催化剂阶段上游的入口温度再次约为350℃。作为放热绝热反应的结果，其再次升高到约370℃。进一步继续加热和冷却的顺序。在各个催化剂阶段上游的工艺气体混合物的入口温度随着阶段数的升高而比实施例1的情况中更缓慢地升高。总之，甚至降低了工艺气体温度的波动宽度。于在先阶段中催化剂的有意的较低活性能使该工艺气体混合物以更高的入口温度引入，而不必冒不合意的过热风险。因此，能够将该工艺气体混合物的温度保持接近于各个组成的最佳温度。
在第18阶段之后的HCl转化率总共为88.1％。
附图标记列表：
1氯化氢(反应物)
2氧气(反应物)
3混合反应物气流
4反应器的产物气流
5供入冷却介质
6排出冷却介质
7氯化氢(来自产物气体)
8氧气(来自产物气体)
9氯气
10水
16不是附图标记，而是标示16个重复单元
20反应器堆料
30热交换器
40物质分离