Способ получения оксида пропилена

 

Изобретение касается производства оксида пропилена, используемого для получения поверхностно-активных веществ и гликолей. Цель - повышение выхода целевого продукта. Эпоксидирование пропилена ведут гидропероксидом этилбензола при 110 - 120°С и давлении 24 - 33 атм в жидкой фазе в присутствии молибденсодержащего катализатора. Процесс проводят в каскаде из трех последовательно соединенных реакторов с вводом пропилена в первый реактор каскада и выводом реакционной массы из третьего реактора каскада, направлением реакционной массы в промежуточную емкость для разделения газообразной и жидкой фаз и последующим разделением жидкой фазы ректификацией. При этом во второй и третий реакторы каскада дополнительно вводят пропилен в количестве 10 - 20 мас.% от исходного количества пропилена, а часть газообразного потока, образующегося в реакторах, в количестве 10 - 20 мас.% от исходного количества пропилена, подаваемого в первый реактор каскада, направляют в промежуточную емкость для разделения газообразной и жидкой фаз. Способ позволяет увеличить селективность процесса с 91 до 93%, увеличить конверсию пропилена до 99,9% и повысить содержание оксида пропилена в эпоксидате с 4,98 до 5,2%. 11 табл.

Изобретение относится к области оксиранов, в частности к усовершенствованному способу получения оксида пропилена, который является ценным органическим полупродуктом. Целью изобретения является увеличение выхода оксида пропилена. П р и м е р 1 (сравнительный по прототипу). Для проведения реакции эпоксидирования используют пустотелые аппараты вертикального типа с мешалкой. Аппараты объемом 25 м³, причем 20 м³ заполняют жидкими продуктами, а 5 м³ парами. Всего установлено три реактора, работающих последовательно, перелив в последующий начинается на высоте, соответствующей объему 20 м³. Расчетное давление аппаратов 40 кг/см³, режимное давление 24-33 кг/см², режимная температура 110-118^оС. На общее количество реакционной массы установлены три параллельные системы эпоксидирования, время пребывания реакционной массы в каждом аппарате 35 мин. В первый по ходу реактор подают реакционную смесь в количестве 826 кг/ч состава, как в табл. 1. В первый же реактор подают пропилен в количестве 46583,5 кг/ч состава как в табл. 2. Подают молибденсодержащий каталитический комплекс на все количество реакционной массы состава как в табл. 3. Режим работы реакторов указан в табл. 4. После окончания реакции эпоксидирования из третьего реактора каскада выводят реакционную массу, направляют ее в промежуточную емкость для разделения газообразной и жидкой фазы. Полученную жидкую фазу далее направляют на ректификацию. Состав получаемых продуктов сведен в табл. 5 Состав дан после III по ходу реактора. Конверсия 99%. Селективность процесса 91%. Выход оксида пропилена 4,98 мас.%. П р и м е р 2. Для проведения процесса эпоксидирования используют пустотелые аппараты вертикального типа с мешалкой. Аппараты объемом 25 м³, причем 20 м³ заполняют жидкими продуктами, а 5 м³ парами. Всего установлено три реактора, работающих последовательно, перелив в последующий начинают на высоте, соответствующей 20 м³. На общее количество реакционной массы установлены три параллельные системы эпоксидирования, время пребывания реакционной массы в каждом аппарате 35 мин. В первый по ходу реактор подают исходную смесь в количестве 82640,8 кг/час как в табл. 6. В первый по ходу реактор подают пропилен в количестве 46583,5 кг/час состава как в табл. 7 Подают каталитический комплекс на все количество исходной смеси состава как в табл. 8. Ведут эпоксидирование в трех последовательных реакторах при температуре 112-117^оС и давлении Р 31 кг/см². Из реакторов выводят 10% паров от исходного количества пропилена, подаваемого в первый по ходу реактор и направляют эти пары в промежуточную емкость. Во второй и третий по ходу реактор подают дополнительно 10% возвратного пропилена от исходного количества попилена. При этом получают смесь продуктов состава как в табл. 9. Конверсия процесса 99,9%. Селективность процесса 93%. Выход оксида пропилена 5,2 мас.%. П р и м е р 3. Процесс ведут также, как в примере 2. Выводят газообразный пропилен в промежуточную емкость в количестве 20% от исходного количества пропилена, подаваемого в первый реактор. Во второй и третий по ходу реакторы подают 20% пропилена (возвратного). Состав выходной смеси продуктов приведен из последовательного реактора как в табл. 10. Конверсия процесса 99,9%. Селективность процесса 93%. Выход оксида пропилена 5,2 мас.%. Сопоставление прототипа и данного способа приведено в табл. 11. Из результатов табл. 11 видно, что направление части потока газообразного пропилена сверху реакторов совместно с жидкими продуктами реакционной смеси в промежуточную емкость и дополнительный ввод пропилена во второй и третий реакторы приводит к увеличению выхода оксида пропилена и метилфенилкарбинола, т.е. к увеличению выхода ценных продуктов, происходит увеличение конверсии и селективности процесса эпоксидирования. Использование данного способа получения оксида пропилена при эпоксидировании пропилена ГПЭБ позволит снизить смолообразование и количество непрореагировавшей ГПЭБ, за счет чего повышается выход целевых продуктов, что приводит к увеличению выхода оксида пропилена на 1,5-3% от общего его количества.

Формула изобретения

СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ОКСИДА ПРОПИЛЕНА путем эпоксидирования пропилена гидропероксидом этилбензола при 110 - 120^oС и давлении 24 - 33 атм в жидкой фазе в присутствии молибденсодержащего катализатора в каскаде из трех последовательно соединенных реакторов с вводом пропилена в первый реактор каскада и выводом реакционной массы из третьего реактора каскада, направлением реакционной массы в промежуточную емкость для разделения газообразной и жидкой фазы и последующим разделением жидкой фазы ректификацией, отличающийся тем, что, с целью увеличения выхода оксида пропилена, пропилен дополнительно в количестве 10 - 20 мас.% от исходного количества пропилена вводят во второй и третий реакторы, а часть газообразного потока, образующегося в реакторах в количестве 10 - 20 мас.% от исходного количестве пропилена, подаваемого в первый реактор каскада, направляют в промежуточную емкость для разделения газообразной и жидкой фазы.

РИСУНКИ

Рисунок 1, Рисунок 2, Рисунок 3, Рисунок 4

MM4A Досрочное прекращение действия патента Российской Федерации на изобретение из-за неуплаты в установленный срок пошлины за поддержание патента в силе

Дата прекращения действия патента: 31.03.1998

Номер и год публикации бюллетеня: 1-2003

Извещение опубликовано: 10.01.2003        

---