Реакционная ректификация для дегидратации смешанных спиртов



Реакционная ректификация для дегидратации смешанных спиртов
Реакционная ректификация для дегидратации смешанных спиртов
Реакционная ректификация для дегидратации смешанных спиртов

 


Владельцы патента RU 2419595:

БП КЕМИКЭЛЗ ЛИМИТЕД (GB)

Изобретение относится к способу получения алкена (алкенов) из исходного материала, включающего по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт, содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, характеризующемуся следующими стадиями; 1) одноатомный алифатический парафиновый спирт (спирты), содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, в реакционно-ректификационной колонне под повышенным давлением и при повышенной температуре превращают в поток головных погонов, включающий алкен (алкены) и простой эфир (эфиры) с соответствующими аналогичными числами углеродных атомов, 2) затем поток головных погонов со стадии 1 разделяют на обогащенный простым эфиром (эфирами) поток и обогащенный алкеном (алкенами) поток, 3) далее по меньшей мере часть, предпочтительно целиком, обогащенного простым эфиром (эфирами) потока со стадии 2 возвращают в виде флегмы в реакционно-ректификационную колонну, 4) одновременно обогащенный алкеном (алкенами) поток со стадии 2 разделяют на алкен (алкены) и простой эфир (эфиры), 5) затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, выделенного простого эфира (эфиров) со стадии 4 возвращают в упомянутую реакционно-ректификационную колонну, после чего 6) со стадии 4 выделяют поток алкена (алкенов). Также изобретение относится к способу превращения углеводородов в алкен, включающему описанный выше способ. Использование настоящего изобретения позволяет снизить затраты на отделение целевых продуктов от побочных. 2 н. и 9 з.п. ф-лы, 1 ил., 1 табл.

 

Настоящее изобретение относится к способу получения алкена (алкенов) из исходного материала, включающего по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт.

Олефин (олефины) традиционно получают крекингом с водяным паром или каталитическим крекингом углеводородов. Однако по мере того как запасы нефти уменьшаются, цена нефти неизбежно увеличивается, что делает получение легкого олефина (олсфинов) дорогостоящим процессом. Таким образом, существует постоянно растущая потребность в не нефтяных путях получения олефина (олефинов) С2+, практически этилена и пропилена. Такой олефин (олефины) представляет собой эффективный исходный материал для многочисленных химических продуктов, включающих полимерные продукты, такие как полиэтилен.

В последние годы поиск альтернативных материалов для получения олефина (олефинов) С2+ приводит к применению спиртов, таких как метанол, этанол и более высокомолекулярные спирты. Упомянутые спирты могут быть получены ферментацией, например сахаров и/или целлюлозных материалов.

По другому варианту спирты могут быть получены из синтез-газа. Синтез-газом называют сочетание водорода и оксидов углерода, полученных в установке для синтез-газа из такого источника углерода, как природный газ, нефтяные дистилляты, биомасса и углеродистые материалы, включая уголь, перерабатываемые для вторичного использования пластмассы, муниципальные отходы и любой органический материал. Таким образом, спирт и производные спиртов могут явиться путями для получения олефина (олефинов) и других родственных углеводородов на не нефтяной основе.

Обычно получение оксигенатов, главным образом метанола, проводят осуществлением трех технологических стадий. Этими тремя технологическими стадиями являются: получение синтез-газа, синтез метанола и очистка метанола. На стадии получения синтез-газа может быть использована дополнительная стадия, на которой исходный материал обрабатывают, например исходный материал очищают перед превращением в синтез-газ для удаления серы и других потенциальных каталитических ядов. Эта обработка может быть также проведена после получения синтез-газа, например, когда используют уголь или биомассу.

Способы получения смесей оксида (оксидов) углерода и водорода (синтез-газа) известны хорошо. Каждый обладает своими преимуществами и недостатками, и выбор для применения конкретного способа реформинга определяется соображениями экономики и доступности потока исходных материалов, а также целевым мольным соотношением Н2:СО в исходном материале, получаемом в результате реакции реформинга. Синтез-газ может быть получен с использованием любых методов, известных в данной области техники, включая частичное окисление углеводородов, реформинг с водяным паром, реформинг с газовым нагревом, микроканальный реформинг (как это изложено, например, в патенте US 6284217, который включен в настоящее описание в качестве ссылки), плазменный реформинг, автотермический реформинг и любое их сочетание. Обсуждение этих технологий получения синтез-газа приведено в журналах "Hydrocarbon Processing", V. 78, №4, 87-90, 92-93 (апрель 1999 г.) и "Petrole et Thechniques", №415, 86-93 (июль-август 1998 г.). Предусмотрена также возможность получения синтез-газа каталитическим частичным окислением углеводородов в микроструктурном реакторе, пример чего представлен в "IMRET 3: Proceedings of the Third International Conference on Microreaction Technology", Editor W Ehrfeld, Springer Verlag, 1999, c. 187-196. По другому варианту синтез-газ может быть получен каталитическим частичным окислением углеводородистых исходных материалов с кратковременным контактированием так, как изложено в ЕР 0303438. В предпочтительном варианте синтез-газ получают посредством способа с "компактной реформинг-установкой" так, как изложено в "Hydrocarbon Engineering", 2000, 5, (5), 67-69; "Hydrocarbon Processing", 79/9, 34 (сентябрь 2000 г.); "Today's Refinery", 15/8, 9 (август 2000 г.); WO 99/02254 и WO 200023689.

В случае промышленного получения синтез-газа давление, под которым получают синтез-газ, как правило находится в интервале от приблизительно 20 до 75 бар, а температура, при которой синтез-газ выходит из реформинг-установки, находится в интервале от приблизительно 700 до 1100°С. Синтез-газ содержит водород и оксид углерода в молярном соотношении, которое, в зависимости от исходного материала для синтез-газа, находится в интервале от 0,8 до 3.

Получение синтез-газа, также известное как реформинг, можно осуществлять в одну стадию, на которой все потребляющие энергию реакции реформинга протекают в единственной трубной установке реформинга с водяным паром. Применение установки одностадийного реформинга приводит к получению добавочного водорода. В предпочтительном другом варианте получение синтез-газа может происходить в двухстадийном способе реформинга, при осуществлении которого первичный реформинг в трубной установке реформинга с водяным паром совмещают со вторичной стадией реформинга со сжиганием в кислороде, на которой получают синтез-газ с нехваткой водорода. С применением такого сочетания существует возможность регулировать состав синтез-газа с достижением наиболее приемлемого состава для синтеза метанола. В качестве альтернативы автотермический реформинг, в котором автономная установка реформинга со сжиганием в кислороде производит синтез-газ, характеризующийся нехваткой водорода, с последующим в технологической линии удалением диоксида углерода для восстановления целевого отношения водорода к оксиду углерода приводит к упрощенной технологической схеме с уменьшенными капитальными затратами. Важной частью любой стадии со сжиганием в кислороде является конструкция горелки. Горелка смешивает углеводород и кислород и сжиганием в пламени создает тепло для превращения углеводородов. Реакция превращения синтез-газа в оксигенаты, такие как метанол, является ограниченной экзотермическим равновесием реакцией, протеканию которой содействуют низкие температуры. Над гетерогенным катализатором требуются также высокие давления, поскольку реакции, в которых образуется метанол, проявляют уменьшение объема среды. Как это изложено в US №3326956, синтез метанола под низким давлением основан на катализаторе из оксида меди/оксида цинка/оксида алюминия, который среди разнообразных катализаторов, включая СuО/ZnО/Аl2О3, CuO/ZnO/Cr2O3, ZnO/Cr2O3, Fe, Co, Ni, Ru, Os, Pt и Pd, как правило работает под номинальным давлением от 5 до 10 МПа и при температурах в интервале от приблизительно 150 до 450°С.

Для получения метанола и диметилового эфира предпочтительны катализаторы на основе ZnO. Катализатор синтеза метанола под низким давлением на основе меди технически доступен у таких поставщиков, как фирмы BASF, ICI Ltd. of the United Kingdom и Haldor-Topsoe. Значения выхода метанола в случаях катализаторов на основе меди обычно превышают 99,5% от подвергшихся превращению имеющихся СО + СO2. Побочным продуктом превращения синтез-газа в оксигенаты является вода. В статье, озаглавленной "Selection of Technology for Large Methanol Plants", написанной Helge Holm-Larsen, представленной на Всемирной конференции по метанолу 30 ноября-1 декабря 1994 г. в Женеве, Швейцария, которая включена в настоящее описание в качестве ссылки, приведен обзор разработок в производстве метанола и показано, как дальнейшее снижение стоимости получения метанола скажется на конструировании очень больших установок производительностью, приближающейся к 10000 метрических т/день.

В US №4543435 описан способ превращения оксигенатного исходного материала, включающего метанол, диметиловый эфир или т.п., в реакторе превращения оксигената в жидкие углеводороды, включающие С24 олефин (олефины) и углеводороды С5+. С24 олефин (олефины) сжимают для выделения богатого этиленом газа. Этот богатый этиленом газ возвращают в реактор превращения оксигената.

В US №4076761 описан способ превращения оксигенатов в бензин с возвратом богатого водородом газообразного продукта в установку для синтез-газа или реакционную зону превращения оксигената.

В US №5177114 описан способ превращения природного газа в жидкие углеводороды бензинового сорта и/или олефин (олефины) превращением природного газа в синтез-газ, превращением синтез-газа в сырой метанол и/или диметиловый эфир и последующим превращением сырого метанола/диметилового эфира в бензин и олефин (олефины). Международная заявка на патент №93/13013, поданная Kvisle и др., относится к усовершенствованному способу приготовления кремнеалюмофосфатного катализатора, который более стабилен к дезактивации от закоксовывания. В этой заявке на патент говорится, что по истечении некоторого периода времени все такие катализаторы, используемые для превращения метанола в олефин (олефины) (МвО), утрачивают способность к активному превращению метанола в углеводороды главным образом потому, что микропористая кристаллическая структура закоксовывастся, т.е. заполняется низколетучими углеродистыми соединениями, которые блокируют пористую структуру. Эти углеродистые соединения могут быть удалены по обычным методам, таким как сжигание на воздухе.

В ЕРО публикации №0407038 А1 описан способ получения диалкиловых эфиров, включающий подачу потока, содержащего алифатичсский спирт, в зону подачи ректификационной колонны как реактора, контактирование этого потока с неподвижным слоем твердой кислой каталитической ректификационной структуры с получением соответствующего диалкилового эфира и воды и одновременное отделение ректификацией простого эфира как продукта от воды и непрореагировавших материалов.

В US №5817906 описан способ получения легкого олефина (олефинов) из сырого оксигенатного исходного материала, включающего спирт и воду. В этом способе применяют две реакционные стадии. Во-первых, с использованием реакции с ректификацией спирт превращают в простой эфир. Затем простой эфир в дальнейшем направляют в зону превращения оксигената, содержащую металлалюмосиликатный катализатор, с получением потока легких олефинов.

Процесс превращения метанола в олефин (олефины) (МвО) может быть описан как дегидративное сочетание метанола до олефина (олефинов) и хорошо известен химику, который может его использовать для получения олефина (олефинов) из спирта (спиртов). Полагают, что этот механизм осуществляется посредством сочетания С1-фрагментов, образуемых катализируемой кислотой дегидратацией метанола, возможно через метилоксониевый промежуточный продукт. Однако главный недостаток упомянутого процесса МвО заключается в том, что совместно с ароматическими и алкановыми побочными продуктами образуется ряд олефинов, вследствие чего, в свою очередь, выделение целевого олефина (олефинов) сопряжено с очень большими затруднениями технологического порядка и затратами.

Как содействующие превращению оксигенатов благодаря химическому пути от метанола до олефина (МвО) к углеводородным смесям известны молекулярные сита, такие как микропористый кристаллический цеолит и нецеолитные катализаторы, особенно кремнеалюмофосфаты (SAPO). Такой метод для этих катализаторов различных типов описан в многочисленных патентах: US №3928483, 4025575, 4252479 (Chang и др.), 4496786 (Santilli и др.), 4547616 (Avidan и др.), 4677243 (Kaiser), 4843183 (Inui), 4499314 (Seddon и др.), 4447669 (Harmon и др.), 5095163 (Barger), 5191141 (Barger), 5126308 (Barger), 4973792 (Lewis) и 4861938 (Lewis).

Однако эта реакция характеризуется стадией высокоэнергетической активации (возможно на стадии получения метанола или диметилового эфира), вследствие чего для достижения высокой степени превращения с целью поступательного ведения реакции существует потребность в высоких температурах, например 450°С. Обычно с целью добиться этих высокотемпературусловий в таких системах предусматривают различные средства, такие как возврат в процесс нагретого катализатора и последующие нагревательные системы. К сожалению, проведение процесса при этих упомянутых высоких температурах приводит к возникновению таких основных проблем, как дезактивация катализатора, закоксовывание и образование побочных продуктов. С целью избежать этих проблем реакции можно проводить при более низких температурах, но это требует дорогостоящего возврата в процесс промежуточных продуктов и реагентов.

Другой главный недостаток, связанный с этим методом, заключается в том, что совместно с олефином (олефинами) образуются ароматические и алкановые побочные продукты, отделение которых от целевых продуктов сопряжено как с затруднениями технологического порядка, так и с большими затратами; так, например, выделение этилена и этана является дорогостоящим процессом.

Эти и другие недостатки известных технических решений показывают, что существует потребность в разработке усовершенствованного и/или альтернативного способа получения алкена (алкенов) С2+ из спиртов.

Объектом настоящего изобретения конкретно является другой способ получения алкена (алкенов) из спирта (спиртов), отличный от метода МвО. Упомянутый химический способ по настоящему изобретению осуществляют, как полагают, посредством дегидратации спиртов С2+ с получением алкена (алкенов).

Объектом настоящего изобретения является способ получения алкена (алкенов) из исходного материала, включающего по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт, содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, характеризующийся следующими стадиями:

1) одноатомный алифатический парафиновый спирт (спирты), содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, в реакционно-ректификационной колонне под повышенным давлением и при повышенной температуре превращают в поток головных погонов, включающий алкен (алкены) и простой эфир (эфиры) с соответствующим аналогичным числом углеродных атомов,

2) затем поток головных погонов со стадии 1 разделяют на обогащенный простым эфиром (эфирами) поток и обогащенный алкеном (алкенами) поток,

3) далее по меньшей мере часть, предпочтительно целиком,

обогащенного простым эфиром (эфирами) потока, со стадии 2 возвращают в виде флегмы в реакционно-ректификационную колонну,

4) одновременно обогащенный алкеном (алкенами) поток со стадии 2 разделяют на алкен (алкены) и простой эфир (эфиры),

5) затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, выделенного простого эфира (эфиров) со стадии 4 возвращают в упомянутую реакционно-ректификационную колонну, после чего

6) со стадии 4 выделяют поток алкена (алкенов).

В соответствии с предпочтительным вариантом объектом настоящего изобретения является способ превращения углеводорода в алкен (алкены), включающий следующие стадии:

а) превращение углеводорода в реакторе синтез-газа в смесь оксида (оксидов) углерода и водорода,

б) превращение упомянутой смеси оксида (оксидов) углерода и водорода со стадии а) в присутствии порошкообразного катализатора в реакторе при температуре, находящейся в пределах от 200 до 400°С, и под давлением от 50 до 200 бар в исходный материал, включающий по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт, содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, и

в) проведение процесса в соответствии с вышеуказанными стадиями с 1 по 6 в соответствии с настоящим изобретением с получением вышеупомянутых алкенов.

В соответствии с настоящим изобретением способ получения алкена (алкенов) из спирта (спиртов) осуществляют посредством дегидратации спиртов С2+; для того чтобы это происходило, должен содержаться один или несколько альфа-водородных атомов, например как у фенола, неопентилгликоля, например 2,2-диметилпропан-1-ола, которые посредством этого механизма не дегидратируются, тогда как в этаноле, н-пропаноле и трет-бутаноле дегидратируются. Эти реакции дегидратации отличаются от вышеупомянутого процесса МвО тем, что хотя в процессе дегидратации никакого сочетания углеродных фрагментов не требуется, во время элиминирования воды образуется двойная связь С-С, и в результате может быть достигнута очень высокая селективность. Обычно условия, применяемые в процессе МвО, оказываются намного более жесткими, чем условия, применяемые при дегидратации спиртов.

В целесообразном варианте способ по настоящему изобретению, т.е. превращение исходного материала в простой эфир (эфиры) и/или алкен (алкены), осуществляют в одной реакционно-ректификационной колонне, благодаря чему уменьшаются капитальные и энергетические затраты. Дегидратацию исходного материала, как полагают, проводят любой прямой дегидратацией до алкена (алкенов) и воды.

Уравнение 1

или посредством простого эфирного промежуточного продукта;

где R и R' обозначают этильную, пропильную, бутильную или пентильную группу.

Все приведенные выше главные реакции, протекающие в реакционно-ректификационной колонне, катализируют кислотными катализаторами. Уравнение 1 демонстрирует эндотермическое прямое элиминирование спирта до алкена (алкенов) и воды. С реакцией по уравнению 1 конкурируют реакции по уравнениям 2 и 3, протекают экзотермическая реакция этерификации (уравнение 2) и эндотермическое элиминирование простого эфира (эфиров) с образованием алкена (алкенов) и спирта (уравнение 3). Однако общая дегидратация спиртов до алкена (алкенов) представляет собой эндотермический процесс.

Все реакции согласно уравнениям 1, 2 и 3 являются ограниченными равновесием. Однако поскольку в соответствии с настоящим изобретением все три реакции протекают в реакционно-ректификационной колонне, при этом имеется дополнительное преимущество, заключающееся в том, что благодаря непрерывному удалению продуктов посредством ректификации достигается увеличенное превращение в ходе протекания ограниченных равновесием реакций. Это преимущество является ожидаемым, если основываться на принципе Ле Шателье, который утверждает, что если на систему, находящуюся в равновесии, оказывается какое-либо нарушающее воздействие, то система самостоятельно регулируется для восстановления этого равновесия. Таким образом, дополнительное преимущество настоящего изобретения заключается в том, что благодаря непрерывному удалению продуктов посредством ректификации скорость протекания ограниченной равновесием реакции повышают за пределы ее термодинамического ограничения, в результате чего существует повышенная концентрация реагентов. Следовательно, алкеновый продукт становится концентрированным в верхней части реакционно-ректификационной колонны совместно с простым эфиром (эфирами) и носит название потока головных погонов, а вода концентрируется в основании реакционно-ректификационной колонны и известна в качестве продукта основания. Спирт (спирты) и простой эфир (эфиры), образующие с водой азеотропы, характеризуются промежуточной точкой кипения и концентрируются в реакционной зоне реакционно-ректификационной колонны.

Хорошо известно, что когда в паровой фазе используют гетерогенный катализатор, этанол ингибирует элиминирование диэтилового эфира (реакции 2 и 3) благодаря его более сильному каталитическому взаимодействию. Это может привести к последовательности реакций. Так, например, когда этанол направляют в проточный реактор с катализатором дегидратации, реакции по уравнениям 1 и 2 превалируют до тех пор, пока концентрация этанола не падает до уровня, при котором простой эфир может эффективно конкурировать за каталитические участки. Конкуренция двух реагентов за активный участок может быть описана механизмом Лангмира-Хиншелвуда (например, Chemical Kinetics, издание 3-е, автор K.J.LaidIer, c. 249-251, Harper и Row publishers New York). Было установлено, что влияние этого взаимодействия на реакторы периодического действия или проточные уменьшает скорость получения этилена до тех пор, пока не израсходовано основное количество этанола (см., например, Collection of czechoslavak chemical comms 1986 51 (4), c.763-73 V.Moravek и M.Kraus).

Однако в соответствии с настоящим изобретением другое преимущество состоит в том, что вследствие сочетания реакции и ректификации это ограничение может быть устранено. Так, например, в реакционно-ректификационной колонне простой эфир (эфиры) и спирт (спирты) разделяют соответственно по их азеотропам и по их точкам кипения. Таким образом, простой эфир (эфиры) концентрируют в катализаторе не в тех местах, где концентрируют спирт (спирты), и, следовательно, результатом этого является уменьшенное спиртовое ингибирование реакции.

Реакционно-ректификационная колонна, в которой проводят процесс, относится к объединенным ректификационной колонне и реактору. Внутрикорпусные устройства реакционно-ректификационной колонны размещают таким образом, чтобы обеспечить наличие множества "теоретических тарелок", которые содействуют отделению продуктов от реагентов. Этими внутрикорпусными устройствами колонны обычно являются те, которые используют при обычной ректификации, например ситовые тарелки, неструктурированная и структурированная насадки, колпачковые тарелки и их сочетания. Этот конкретный аппарат оказывается очень эффективным для промотирования парожидкостного контактирования и, следовательно, фракционной отгонки продукта (продуктов) из реагентов. Применяемый катализатор (катализаторы) может быть либо гомогенным, либо гетерогенным, причем предпочтительным вариантом является гомогенный катализатор (катализаторы).

Когда в соответствии с настоящим изобретением используют гетерогенный катализатор (катализаторы), этот катализатор (катализаторы) размещают таким образом, чтобы он имел возможность для максимального взаимодействия с реагентами и реакционными промежуточными продуктами; это может быть достигнуто с применением в колонне в качестве опор для катализатора (катализаторов) внутрикорпусных устройств; например, ионообменные смолы могут опираться на них, находиться в кипах тканей, на ситовых тарелках, пакетах из стекловолокна, в реакционно-ректификационных установках для метилтрет-бутилового эфира (МТБЭ). Катализатор (катализаторы) может также составлять насадку колонны, например он может быть снабжен покрытием, экструдирован, отформован в виде колец Рашига или насадки для колонны любого другого известного типа. Катализатор (катализаторы) может быть также диспергирован внутри немодифицированных насадок колонны. Гетерогенный катализатор (катализаторы) обладает дополнительным преимуществом, заключающимся в том, что разделение реагентов и продуктов достигается тривиальным путем, т.е. его осуществляют физическим разделением, например фильтрованием.

В соответствии с настоящим изобретением приемлемые гетерогенные катализаторы включают, хотя ими их список не ограничен, нерастворимые гетерополикислоты, сульфированные носители (например, продукт Nafion и ионообменные смолы), цеолиты, модифицированные металлами цеолиты, мордениты и их смеси; предпочтительны гетерополикислоты и ионообменные смолы, более предпочтительны гетерополикислоты, а наиболее предпочтительны соли 12-вольфрамокремниевой кислоты и 18-вольфрамофосфорной кислоты.

Гетерополикислоты по настоящему изобретению представляют собой комплексные, высокомолекулярные анионы, включающие связанные атомами кислорода атомы поливалентных металлов. Как правило каждый анион включает от 12 до 18 связанных атомами кислорода атомов поливалентных металлов. Атомы поливалентных металлов, которые известны как периферические атомы, симметричным образом окружают один или несколько центральных атомов. Периферические атомы обычно представляют собой один или несколько атомов молибдена, вольфрама, ванадия, ниобия, тантала и любого другого поливалентного металла. Центральными атомами в предпочтительном варианте служат атомы кремния или фосфора, но по другому варианту они могут включать любой один из большого разнообразия атомов элементов групп с I по VIII Периодической таблицы элементов. К ним относятся ионы меди, бериллия, цинка, кобальта, никеля, бора, алюминия, галлия, железа, церия, мышьяка, сурьмы, фосфора, висмута, хрома, родия, кремния, германия, олова, титана, циркония, ванадия, серы, теллура, марганца, никеля, платины, тория, гафния, церия, ванадия, теллура и иода. Приемлемые гетерополикислоты включают гетерополикислоты Кеггина (Keggin), Уэллса-Доусона (Wells-Dawson) и Андерсона-Эванса-Перлова (Anderson-Evans-Perloff). Конкретными примерами приемлемых гетерополикислот являют следующие соединения:

18-вольфрамофосфорная кислота H6[P2W18O62]·xH2O
12-вольфрамофосфорная кислота H3[PW12O40]·xH2O
12-молибдофосфорная кислота Н3[РМо12O40]·хН2O
12-вольфрамокремниевая кислота H4[SiW12O40]·xH2O
12-молибдокремниевая кислота H4[SiMo12O40]·xH2O
кислый вольфрамосиликат цезия Cs3H[SiW12O40]·xH2O

и свободная кислота или неполные соли следующих гетерополикислот:

вольфрамофосфат калия K6[P2W18O62]·xH2O
молибдодифосфат натрия Na3[PMo12O40]·xH2O
молибдодифосфат аммония (NН4)62Мо18O62]·хН2O
молибдодиванадофосфат калия K5[PMoV20O40]·xH2O

Гетерополикислоты, используемые при выполнении настоящего изобретения, могут обладать молекулярными массами больше 700 и меньше 8500, предпочтительно больше 2800 и меньше 6000. Такие гетерополикислоты также включают димерные комплексы.

Для приготовления катализаторов, которые могут быть целесообразно использованы при выполнении настоящего изобретения, носитель катализатора пропитывают неводным раствором гетерополикислоты и катализатор осаждают получением in situ соли низкой растворимости. Такой раствор готовят растворением гетерополикислоты в неводном растворителе. Приемлемые растворители включают полярные растворители, такие как спирты, кетоны и альдегиды. Приемлемые спирты включают спирты с С1 по C8, предпочтительно спирты с С1 по С4, а наиболее предпочтительно метанол и этанол. Приемлемые кетоны представляют собой кетоны с С2 по C4, например ацетон. Концентрация гетерополикислоты в растворе в предпочтительном варианте составляет от 10 до 80 мас.%, более предпочтительно от 20 до 60 мас.%, а наиболее предпочтительно от 30 до 50 мас.%.

Для приготовления нерастворимого катализатора пропитку можно осуществлять с использованием метода начальной влажности со стадией частичной нейтрализации. Можно использовать любой приемлемый метод сушки, причем предпочтительно выпаривание в стандартном роторном испарителе.

По другому варианту носитель катализатора может быть погружен в водный раствор и оставлен для пропитки, а затем для осаждения ГПК на носителе добавлен раствор противоиона. Далее пропитанный носитель может быть промыт и высушен. Это может быть достигнуто с использованием любого обычного метода разделения, включая, например, декантацию и/или фильтрование. После выделения пропитанный носитель может быть высушен, предпочтительно помещением носителя в сушильный шкаф. По другому варианту или к тому же можно использовать эксикатор. Количество гетерополикислоты, впитавшейся в носитель, в целесообразном варианте находится в интервале от 10 до 60 мас.%, а предпочтительно от 30 до 50 мас.%, в пересчете на общую массу гетерополикислоты и носителя.

Приемлемые носители катализатора включают кремнеземные носители, такие как силикагелевые носители и носители, полученные гидролизом SiCl4 в пламени. Предпочтительные носители по существу свободны от посторонних металлов или элементов, которые могут негативно воздействовать на каталитическую активность системы. Таким образом, приемлемые кремнеземные носители характеризуются чистотой по меньшей мере 99 мас.%. Количество примесей составляет по меньше 1 мас.%, предпочтительно меньше 0,60 мас.%, а более предпочтительно меньше 0,30 мас.%. Удельный объем пор носителя составляет от 0,3 до 1,2 мл/г, предпочтительно от 0,6 до 1,0 мл/г. Средний радиус пор (перед применением) носителя составляет от 10 до 500 Å, предпочтительно от 30 до 100 Å. Носитель обладает сопротивлением раздавливанию по меньшей мере 2 кг силы, целесообразно по меньшей мере 5 кг силы, предпочтительно по меньшей мере 6 кг, а более предпочтительно по меньшей мере 7 кг. Объемная плотность носителя составляет по меньшей мере 380 г/л, предпочтительно по меньшей мере 440 г/л.

Приемлемые силикагелевые носители включают продукты Grace 57 и 1371, причем предпочтителен продукт Grace №1371. Grace №1371 обладает средним размером частиц от 0,1 до 3,5 мм. Однако при необходимости эти частицы могут быть раздавлены и просеяны до меньших размеров, например от 0,5 до 2 мм.

Приемлемые носители, полученные гидролизом SiCl4 в пламени, могут быть приготовлены таблетированием продукта AEROSIL® 200 (фирмы Degussa).

Примером такого носителя является продукт Support 350. Приемлемые методы таблетирования описаны в US 5086031, конкретно в примерах. Средний диаметр частиц гранул составляет от 2 до 10 мм, предпочтительно от 4 до 6 мм.

По дополнительному варианту выполнения упомянутого изобретения предусмотрено, чтобы носитель катализатора, используемый при осуществлении настоящего изобретения, был вначале обработан фторирующим агентом;

полагают, что благодаря высокоэлектроотрицательной природе атома фтора получаемый эффект проявляется в том, что электронные свойства носителя катализатора, по-видимому, модифицируются, и полагают, что это даст следующие преимущества: инертность носителя и/или улучшенная кислотность, что таким образом улучшает в целом селективность и/или активность катализатора.

Фторирующие агенты, которые можно использовать для обработки носителя, могут включать, хотя ими их список не ограничен, фторид водорода, водные растворы плавиковой кислоты, смеси плавиковой кислоты с меньшими количествами других кислот, таких как соляная и уксусная кислоты, или растворы кислот, в которые предварительно добавляют некоторые алюминиевые соли, или слабые растворы плавиковой кислоты, содержащие алюминиевую соль. Обработку упомянутого носителя катализатора водными растворами плавиковой кислоты можно осуществлять замачиванием частиц катализатора в растворе этой кислоты крепостью в пределах от 1 до 8% в течение периода в пределах от 1 до 24 ч. Затем фторированный носитель может быть пропитан выбранным катализатором.

В соответствии с настоящим изобретением в реакционно-ректификационной колонне может быть также использован гомогенный катализатор (катализаторы). Предпочтительный гомогенный катализатор (катализаторы) обладает более высокой точкой кипения, чем реагенты и продукты, в результате чего он остается по преимуществу в жидкой фазе (фазах) колонны и в конечном счете концентрируется в реакционном сосуде. Взаимодействие между этими упомянутыми катализатором (катализаторами) и реагентами в реакционной зоне можно регулировать варьированием количества катализатора (катализаторов), возвращаемого в реакционно-ректификационную колонну, и заменой внутрикорпусных устройств колонны для увеличения количества удерживаемой жидкости. Отделение гомогенных катализаторов от воды, накапливающейся в ребойлере, может быть достигнуто конденсацией выше ребойлера потока пара по преимуществу чистой воды. Дополнительные преимущества применения гомогенного катализатора (катализаторов) заключаются в том, что может быть свободно изменена концентрация катализатора, и в том, что дезактивированные катализаторы могут быть из системы легко удалены и заменены свежим катализатором. Затем выделенный из ребойлера раствор гомогенного катализатора возвращают в колонну. Для концентрирования катализатора там, где это требуется, может быть использована одна или несколько точек добавления.

Приемлемые гомогенные катализаторы включают, хотя ими их список не ограничен, сульфоновые кислоты, такие как метансульфоновая кислота, паратолуолсульфоновая кислота, трифторметансульфоновая кислота, серные кислоты, гетерополикислоты и фосфорная кислота; предпочтительны фосфорная кислота и органосульфоновые кислоты. В соответствии с настоящим изобретением поток головных погонов алкена (алкенов) и простого эфира (эфиров), который отводят из верхней части реакционно-ректификационной колонны, содержит смесь как простого эфира (эфиров), так и алкена (алкенов).

Затем от алкена (алкенов) отделяют по меньшей мере часть, предпочтительно по меньшей мере 80 мас.%, более предпочтительно по меньшей мере 90 мас.%, наиболее предпочтительно по меньшей мере 97 мас.%, еще более предпочтительно по меньшей мере 99 мас.%, простого эфира (эфиров). Далее по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, простого эфира (эфиров) возвращают назад в верхнюю часть реакционно-ректификационной колонны в качестве флегмы.

В соответствии с настоящим изобретением это разделение осуществляют в по меньшей мере две последовательные стадии. Во-первых, поток головных погонов со стадии 1 разделяют на обогащенный простым эфиром (эфирами) поток и обогащенный алкеном (алкенами) поток. В предпочтительном варианте обогащенный простым эфиром (эфирами) поток включает по меньшей мере 80 мас.% простого эфира (эфиров) из потока головных погонов. Затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, обогащенного простым эфиром (эфирами) потока со стадии 2 возвращают в процесс в качестве флегмы, возвращаемой в реакционно-ректификационную колонну.

Во-вторых, обогащенный алкеном (алкенами) поток со стадии 2 разделяют на простой эфир (эфиры) и алкен (алкены). Затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, выделенного простого эфира (эфиров), возвращают назад в реакционно-ректификационную колонну, а поток алкена (алкенов) выделяют. Возврат в процесс выделенного простого эфира (эфиров) (стадия 5) может быть осуществлен либо в качестве флегмы, возвращаемой непосредственно в реакционно-ректификационную колонну, либо в виде совместного исходного материала с потоком головных погонов на стадии 2.

Простой эфир (эфиры), который выделяют и возвращают в процесс, представляет собой по существу дериватизированный из С25 спиртов простой эфир (эфиры), такой как диэтиловый эфир, н-пропиловый эфир, изопропиловый эфир и бутиловый эфир (эфиры), а выделенный из реакционно-ректификационной колонны алкен (алкены) представляет собой по существу этилен и н-пропилен.

Термодинамические исследования показывают, что выполнение настоящего изобретения позволяет дегидратацию смеси этанола и н-пропанола до соответствующего алкена (алкенов) проводить с намного более высокой селективностью и неожиданно высоким превращением. Это упомянутое более высокое превращение резко улучшает экономику процесса, поскольку благодаря отсутствию побочных продуктов при этом больше не существует потребность в проведении дорогостоящих разделений побочных продуктов и продуктов, которые в настоящее время необходимы для процесса МвО.

Выпускное приспособление от основания реакционно-ректификационной колонны удаляет по преимуществу избыток воды с целью сохранить внутри колонны сбалансированную среду.

Сырой оксигенатный исходный материал, который вводят в реакционно-ректификационную колонну, включает по меньшей мере один C2-C5 спирт, который может представлять собой, например, этанол, н-пропанол, изопропанол, н-бутанол, изобутанол, н-пентанол, изопентанол и их смеси. Как правило обычно используют смесь по меньшей мере двух спиртов, которые, по-видимому, выбирают из одноатомных алифатических парафиновых спиртов, содержащих от 2 до 5 углеродных атомов, предпочтительно используют, по-видимому, смесь по меньшей мере двух спиртов, выбранных из одноатомных алифатических парафиновых спиртов, содержащих от 2 до 4 углеродных атомов, более предпочтительно используют, по-видимому, смесь по меньшей мере двух спиртов, выбранных из одноатомных алифатических парафиновых спиртов, содержащих 2 или 3 углеродных атома, а наиболее предпочтительно используют, по-видимому, смесь этанола и н-пропанола. В предпочтительном варианте спирт, вводимый в реакционно-ректификационную колонну, состоит из этанола, н-пропанола и/или их смесей. В более предпочтительном варианте спирт, вводимый в реакционно-ректификационную колонну, состоит из этанола.

В соответствии с настоящим изобретением в сыром оксигенатном исходном материале допустима вода, в предпочтительном варианте проведения процесса сырой оксигенатный исходный материал может включать до 50 мас.% воды. В другом варианте можно применять колонну, где при этом используют способность реакционно-ректификационной колонны эффективно разделять воду, сырой биоэтанол и другой биоспирт (биоспирты), которые могут включать в основном воду.

В соответствии с наиболее предпочтительным вариантом выполнения настоящего изобретения С25 спирты совместно с водой составляют по меньшей мере 90 мас.% сырого оксигенатного исходного материала, вводимого в реакционно-ректификационную колонну.

В другом варианте реакционная ректификация в качестве совместного исходного материала может обладать потоком простых эфиров, как он представлен выше.

В соответствии с другим вариантом выполнения настоящего изобретения давление, под которым работает реакционно-ректификационная колонна, превышает 1,5 МПа, но меньше 4,0 МПа, а предпочтительно больше 1,8 МПа, но меньше 2,7 МПа. Температуру, создаваемую в колонне, регулируют точкой кипения указываемых компонентов под данным давлением, в предпочтительном варианте она находится в интервале от 150 до 250°С. Температуры и давления, выходящие за указанные пределы, не исключаются, однако они не охватываются предпочтительными вариантами выполнения настоящего изобретения.

На чертеже представлен один вариант технологической схемы в соответствии с настоящим изобретением. Этот упомянутый вариант включает необязательные и/или предпочтительные технологические стадии в соответствии с настоящим изобретением.

Следующий пример основан на технологической имитации с использованием программного обеспечения Aspen, поставленного фирмой Aspen Technology Inc.

Пример

Исходный материал, включающий 500 kte/год (57 te/ч) 80%-ного этанола и 20% воды, направляют в реакционно-ректификационную колонну (колонну 1). Эта колонна состоит из 40 теоретических тарелок. Исходный материал поступает в упомянутую колонну на тарелку 30, реакционная секция состоит из тарелок с 10 по 20 (пронумерованы сверху). Предполагается, что реакция должна протекать быстро, т.е. на каждой тарелке достигают равновесия. Верхняя часть реакционно-ректификационной колонны оборудована также частичным конденсатором (в котором используют охлаждающую воду с температурой 40°С). Ребойлер размещают в основании упомянутой колонны, он работает на водяном пару.

Верхний пар из частичного конденсатора реакционно-ректификационной колонны истекает в основание колонны 2, где колонна 2 состоит из 20 теоретических тарелок. Поток пара из верхней части колонны 2 частично конденсируют охлаждением, при -40°С. Жидкость из основания колонны 2 возвращают в реакционно-ректификационную колонну в качестве флегмового возврата.

Пар, отбираемый из верхней части реакционно-ректификационной колонны, после частичной конденсации состоит, как было установлено, из этилена с приблизительно 5,67 мас.% диэтилового эфира (ДЭЭ), 0,14 мас.% воды и меньше 1 част./млн этанола.

Пар, отбираемый из верхней части колонны 2, содержит, как было установлено, этилен с приблизительно 1 част./млн ДЭЭ, незначительными количествами воды и этанола.

Жидкий продукт из основания реакционно-ректификационной колонны содержит, как было установлено, воду с незначительным количеством примеси, приемлемой для непосредственного сброса в отходящий поток.

В завершение, эта модель также дает следующие теплообменные параметры:

конденсатор реакционной ректификации: 29,5 МВт

конденсатор колонны 2: 3,0 МВт

ребойлер реакционной ректификации: 37,3 МВт.

Это иллюстрирует преимущество применения частичной конденсации в реакционной ректификации совместно с колонной 2 очистки этилена. Затраты по эксплуатации охлажденного конденсатора, требующегося для очистки олефина, значительно уменьшают его отделением от реакционно-ректификационной колонны.

Массовый баланс

Исходный материал кмолей/ч Пар
Кол.1->2 кмолей/ч
Жидкость
Кол. 2->1 продукт кмолей/ч
Верхний продукт (колонна 2) кмолей/ч Нижний (колонна 1) кмолей/ч
ДЭЭ 0,0 62,5 62,5 0,0 0,0
Этанол 91,2 0,0 0,0 0,0 0,0
Этилен 0,0 1037,4 46,2 991,2 0,0
Вода 633,7 1,5 1,5 0,0 1624,9

1. Способ получения алкена (алкенов) из исходного материала, включающего по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт, содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, отличающийся следующими стадиями:
1) одноатомный алифатический парафиновый спирт (спирты), содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, в реакционно-ректификационной колонне под повышенным давлением и при повышенной температуре превращают в поток головных погонов, включающий алкен (алкены) и простой эфир (эфиры) с соответствующими аналогичными числами углеродных атомов,
2) затем поток головных погонов со стадии 1 разделяют на обогащенный простым эфиром (эфирами) поток и обогащенный алкеном (алкенами) поток,
3) далее по меньшей мере часть, предпочтительно целиком, обогащенного простым эфиром (эфирами) потока со стадии 2 возвращают в виде флегмы в реакционно-ректификационную колонну,
4) одновременно обогащенный алкеном (алкенами) поток со стадии 2 разделяют на алкен (алкены) и простой эфир (эфиры),
5) затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, выделенного простой эфир (эфиры) со стадии 4 возвращают в упомянутую реакционно-ректификационную колонну, после чего
6) со стадии 4 выделяют поток алкена (алкенов).

2. Способ превращения углеводорода в алкен (алкены), включающий следующие стадии:
а) превращение углеводорода в реакторе синтез-газа в смесь оксида (оксидов) углерода и водорода,
б) превращение упомянутой смеси оксида (оксидов) углерода и водорода со стадии а) в присутствии порошкообразного катализатора в реакторе при температуре, находящейся в пределах от 200 до 400°С, и под давлением от 50 до 200 бар в исходный материал, включающий по меньшей мере один одноатомный алифатический парафиновый спирт, содержащий от 2 до 5 углеродных атомов, и
в) проведение процесса в соответствии со стадиями с 1 по 6 по п.1 с получением вышеупомянутого алкена (алкенов).

3. Способ по п.1, в котором катализатор, используемый в реакционно-ректификационном реакторе, представляет собой гетерогенный катализатор, выбранный среди нерастворимых гетерополикислот, сульфированных носителей (например, продукт Nafion и ионообменные смолы), цеолитов, модифицированных металлами цеолитов, морденитов и их смесей, предпочтительно гетерополикислот и ионообменных смол, более предпочтительно гетерополикислот, а наиболее предпочтительно солей 12-вольфрамокремниевой кислоты и 18-вольфрамофосфорной кислоты.

4. Способ по п.3, в котором носитель катализатора вначале обрабатывают фторирующим агентом.

5. Способ по п.1, в котором катализатор, используемый в реакционно-ректификационном реакторе, представляет собой гомогенный катализатор, предпочтительно катализатор с более высокой точкой кипения, чем у реагентов и продуктов.

6. Способ по п.5, в котором катализатор выбирают среди сульфоновых кислот, таких как метансульфоновая кислота, пара-толуолсульфоновая кислота, трифторметансульфоновая кислота, серных кислот, гетерополикислот и фосфорной кислоты; предпочтительны фосфорная кислота и органосульфоновые кислоты.

7. Способ по п.1, в котором далее по меньшей мере часть, предпочтительно по меньшей мере 80 мас.%, более предпочтительно по меньшей мере 90 мас.%, наиболее предпочтительно по меньшей мере 97 мас.%, еще более предпочтительно по меньшей мере 99 мас.%, простого эфира (эфиров) отделяют от алкена (алкенов), поступающих из содержащего алкен (алкены) и простой эфир (эфиры) потока головных погонов, который отводят из верхней части реакционно-ректификационной колонны.

8. Способ по п.7, в котором затем по меньшей мере часть, предпочтительно все количество, выделенного простого эфира (эфиров) возвращают назад в верхнюю часть реакционно-ректификационной колонны в качестве флегмы.

9. Способ по п.1, в котором простой эфир (эфиры), который выделяют и возвращают в процесс, представляет собой по существу дериватизированный из C2-C5 спиртов простой эфир (эфиры), такой как диэтиловый эфир, н-пропиловый эфир, изопропиловый эфир и бутиловый эфир (эфиры), а выделенный из реакционно-ректификационной колонны алкен (алкены) представляет собой по существу этилен и н-пропилен.

10. Способ по п.1, в котором сырой оксигенатный исходный материал, который вводят в реакционно-ректификационную колонну, включает по меньшей мере один С25 спирт, который может представлять собой, например, этанол, н-пропанол, изопропанол, н-бутанол, изобутанол, н-пентанол, изопентанол и их смеси, причем наиболее предпочтительна смесь, состоящая из этанола и н-пропанола.

11. Способ по п.1, в котором сырой оксигенатный исходный материал включает воду и C2-C5 спирты вместе с водой, составляющие по меньшей мере 90 мас.% сырого оксигенатного исходного материала, вводимого в реакционно-ректификационную колонну.

12. Способ по п.1, в котором в спирт, подаваемый на реакционную ректификацию, добавляют дополнительный исходный простой эфир.



 

Похожие патенты:

Изобретение относится к способу получения пропилена из пропанольного исходного материала А2, характеризующемуся следующими стадиями: 1) пропанольный исходный материал А2 вступает в реакцию в парофазном реакторе, в котором при температуре, находящейся в пределах от 160 и 270°С и под давлением выше 0,1 МПа, но ниже 4,5 МПа, пропанол превращают в поток Б2 продуктов, включающий пропилен, пропиловые эфиры, воду и не подвергшиеся превращению и/или изомеризованные пропанолы, 2) упомянутый поток Б2 продуктов охлаждают, 3) упомянутый охлажденный поток Б2 продуктов разделяют в разделительной установке с получением первого потока В2, включающего пропилен и пропиловые эфиры, и второй поток Г2 продуктов, включающий воду, пропиловые эфиры и не подвергшиеся превращению и/или изомеризованные пропанолы, 4) упомянутый поток Г2 продуктов направляют в обезвоживающую установку, в которой из потока Д2 пропиловых эфиров и не подвергшихся превращению и/или изомеризованных пропанолов выделяют водный поток Е2, 5) упомянутый поток Д2 возвращают в дегидратационный реактор стадии 1, 6) упомянутый поток В2 продуктов охлаждают и 7) упомянутый охлажденный поток В2 продуктов направляют в очищающую установку, в которой из потока З2 пропилена выделяют поток Ж2 пропиловых эфиров.

Изобретение относится к способу получения этилена из этанольного исходного материала А, характеризующемуся следующими стадиями: 1) этанольный исходный материал А вступает в реакцию в парофазном реакторе, в котором при температуре, находящейся в пределах от 160 и 270°С, и под давлением выше 0,1 МПа, но ниже 4,5 МПа этанол превращают в поток Б продуктов, включающий этилен, диэтиловые эфиры, воду и не подвергшийся превращению этанол, 2) упомянутый поток Б продуктов охлаждают, 3) упомянутый охлажденный поток Б продуктов разделяют в разделительной установке с получением первого потока В, включающего этилен и диэтиловые эфиры, и второго потока Г продуктов, включающего воду, диэтиловые эфиры и не подвергшийся превращению этанол, 4) упомянутый поток Г продуктов направляют в обезвоживающую установку, в которой из потока Д диэтиловых эфиров и не подвергшегося превращению этанола выделяют водный поток Е, 5) упомянутый поток Д возвращают в дегидратационный реактор стадии 1, 6) упомянутый поток В продуктов охлаждают, и 7) упомянутый охлажденный поток В продуктов направляют в очищающую установку, в которой из потока 3 этилена выделяют поток Ж диэтиловых эфиров.

Изобретение относится к способу получения изобутена, изопрена и, возможно, трет-бутанола из изобутенсодержащей(их) С4-фракции(й), включающему гидратацию изобутена в С4-фракции(ях), отгонку непрореагировавших С4 -углеводородов от трет-бутанола, дегидратацию трет-бутанола, контактирование изобутенсодержащей С4-фракции и возможно трет-бутанола с водным(и) раствором(ами) формальдегида и кислоты, отгонку как минимум оставшихся С4-углеводородов и разложение полупродуктов при повышенной температуре с образованием и последующим выделением изопрена и изобутена, характеризующемуся тем, что исходную(ые) изобутенсодержащую(ие) фракцию(и) как минимум частично подвергают гидратации на сульфокатионитном катализаторе в узле гидратации при умеренной подаче в него воды в количестве, компенсирующем ее расходование на реакцию с изобутеном и вывод в составе органического слоя, содержащего преимущественно смесь непрореагировавших С4-углеводородов и образующегося трет-бутанола при конверсии изобутена от 40 до 80%, как минимум из части указанного органического слоя выделяют ректификацией поток, содержащий преимущественно трет-бутанол, и поток непрореагировавших С4-углеводородов, содержащий от 10 до 40% изобутена, который контактируют с водным(и) раствором(ами) формальдегида и кислоты и образующиеся полупродукты после отгонки как минимум оставшихся С4-углеводородов подвергают жидкофазному или газофазному катализируемому разложению при повышенной температуре с образованием изопрена, изобутена и побочных продуктов, а указанный поток, содержащий преимущественно трет-бутанол, как минимум частично подают в зону разложения полупродуктов непосредственно и/или после контактирования как минимум с водным(и) раствором(ами) формальдегида и кислоты в дополнительной реакционной зоне, а остальную часть указанного потока, содержащего преимущественно трет-бутанол, дегидратируют с получением изобутена.

Изобретение относится к способу выделения изобутилена из изобутиленсодержащей фракции путем гидратации изобутиленсодержащей фракции с получением трет-бутанолсодержащей фракции и ее последующей дегидратации, характеризующемуся тем, что процесс дегидратации проводят в две стадии, при этом на первой стадии выдерживают температуру 90-120°С и давление 1-3 кгс/см2 и выделяют концентрированный изобутилен и водный раствор трет-бутилового и втор-бутилового спиртов, из которого на второй стадии выделяют концентрированный втор-бутиловый спирт и изобутиленсодержащую фракцию, направляемую на гидратацию, причем на второй стадии процесс проводят при температуре 100-130°С и давлении 2-6 кгс/см.

Изобретение относится к способу получения 2-метил-2-бутена из изопентана, включающему газофазное дегидрирование изопентана в зоне дегидрирования, извлечение из контактного газа С 5-фракции, содержащей преимущественно изопентан, трет.пентены, примеси изопрена и других углеводородов, и получение из нее потока, содержащего преимущественно 2-метил-2-бутен, с использованием жидкофазной каталитической изомеризации в С5 -фракции 2-метил-1-бутена в 2-метил-2-бутен и ректификации, характеризующемуся тем, что указанную С5-фракцию, возможно дополнительно содержащую пиперилены и 2-пентены, непосредственно или после отгонки от большей части 2-метил-2-бутена подвергают жидкофазной гидроизомеризации в присутствии твердого катализатора, содержащего металл(ы) VIII группы периодической системы Д.И.Менделеева, способный(е) одновременно катализировать гидрирование пентадиенов, изопрена и возможно пипериленов, и позиционной изомеризации трет.пентенов, предпочтительно с последующей дополнительной изомеризацией 2-метил-1-бутена в 2-метил-2-бутен на сульфокатионитном катализаторе, и ректификации с выводом в качестве дистиллята потока преимущественно изопентана, содержащего не более 1,0 мас.%, предпочтительно не более 0,2 мас.% пентадиена(ов), который в основном рециркулируют в зону дегидрирования, и выводом из нижней части ректификации потока преимущественно 2-метил-2-бутена с примесью н.пентана и возможно 2-пентенов.
Изобретение относится к способу получения стирола и включает газофазную дегидратацию 1-фенилэтанола при повышенной температуре в присутствии катализатора дегидратации, в котором катализатор дегидратации включает формованные частицы катализатора на основе окиси алюминия с площадью поверхности (по БЭТ) от 80 до 140 м 2/г и объемом пор (Hg) более 0,65 мл/г.

Изобретение относится к способу получения изопрена в одну стадию и характеризуется тем, что включает непрерывную или периодическую подачу изобутилена и/или трет-бутанола, формальдегида и воды в кислотный водный раствор и взаимодействие реакционной смеси при отгонке смеси, содержащей получаемый изопрен, воду, непрореагировавшие исходные материалы и другие низкокипящие компоненты, из указанной реакционной смеси за пределы реакционной системы, в котором указанная реакция проводится при регулировании концентрации высококипящих побочных продуктов, которые получаются и накапливаются в указанной реакционной смеси, с попаданием в интервал 0,5-40 мас.%.

Изобретение относится к способу получения чистого изобутена из изобутенсодержащей смеси преимущественно углеводородов С 4 с использованием катализа сильнокислотным(и) катионитом(ами), включающему жидкофазное взаимодействие изобутена с водой при температуре от 60 до 130°С в одной или нескольких зонах на стадии гидратации, расслаивание выводимого(ых) из нее потока(ов), отгонку непрореагировавших углеводородов C4 из углеводородного слоя, разложение трет-бутанола в зоне(ах) на стадии дегидратации, отделение образующегося изобутена от воды и его очистку и характеризующемуся тем, что изобутен и общее количество возвращаемой со стадии дегидратации и/или свежей воды подают в зону(ы) гидратации в суммарной молярной пропорции от 1:0,4 до 1:20, предпочтительно от 1:1 до 1:5, в прямоточном или барботажном режиме в отсутствие эмульгатора гидратируют от 30 до 97% изобутена, со стадии гидратации на стадию дегидратации как минимум одну треть получаемого трет-бутанола подают в потоке, выделяемом ректификацией из слоя непрореагировавших углеводородов и содержащем от 5 до 30 мас.% воды, и, возможно, остальное количество в потоке водного слоя, при общем содержании иных, чем изобутен, углеводородов, не превышающем их допустимого количества в целевом изобутене, и со стадии дегидратации воду как минимум частично возвращают на стадию гидратации.

Изобретение относится к вариантам аликилирования изобутана олефинами. .

Изобретение относится к способу получения линейных -олефинов путем олигомеризации этилена в реакторе в присутствии растворителя и катализатора, характеризующемуся тем, что из разгрузочного потока, выходящего из реактора, включающего растворитель, катализатор, линейные -олефины и олигомеры в значительной степени высокого молекулярного веса, находящиеся по большей части в твердом состоянии при температуре реакции, отделяют эти олигомеры высокого молекулярного веса в разделительном устройстве, затем разводят их средой разведения и нагревают от 130°С до 200°С, затем разведенные олигомеры высокого молекулярного веса перемещают к устройству для уничтожения отходов, где часть разведенных олигомеров высокого молекулярного веса уничтожают, а другую их часть направляют на рециркуляцию в петлю рециркуляции, расположенную после разделительного устройства, при этом скорости потока в петле составляют от 1 до 50 м 3/ч.

Изобретение относится к способу олигомеризации нормальных бутенов, включающему: (а) подачу водорода и потока смеси С4, содержащего диметиловый эфир, бутадиены, нормальные бутены и органические соединения серы, в первый реактор с дистилляционной колонной, содержащий слой катализатора гидрирования; (b) одновременно в указанном первом реакторе с дистилляционной колонной: (i) контактирование указанного потока смеси С4 и водорода с указанным катализатором гидрирования, и тем самым селективное гидрирование части указанных бутадиенов, и (ii) фракционирование полученной смеси диметилового эфира и смеси C4 в указанном слое катализатора гидрирования; (с) удаление части указанного диметилового эфира из указанного реактора с дистилляционной колонной как головного продукта; (d) удаление указанной смеси С4 из указанного реактора с дистилляционной колонной как кубового продукта, причем указанный кубовый продукт имеет более низкое содержание диметилового эфира и бутадиена; (е) подачу указанного кубового продукта в реактор с неподвижным слоем, содержащий хемосорбционный катализатор, который селективно адсорбирует органические соединения серы, тем самым удаляя часть указанных органических соединений серы; и (f) извлечение потока, выходящего из указанного реактора с неподвижным слоем, в качестве потока С4, содержащего нормальные бутены; (g) подачу выходящего потока во второй реактор с дистилляционной колонной, содержащий слой цеолитного катализатора ZSM-57; (h) контактирование в указанном втором реакторе с дистилляционной колонной указанных нормальных бутенов с указанным цеолитным катализатором ZSM-57 при температуре между 240 и 320°F и давлении между 300 и 400 ф/кв.д, тем самым приводя нормальные бутены в каталитическую реакцию с образованием олигомеров и одновременно разделением и извлечением указанных олигомеров.

Изобретение относится к способу переработки смесей алифатических спиртов, содержащих глицерин в количестве 27-86 мас.%, путем проведения реакции кросс-конденсации при температуре 300-350°С, давлении инертного газа 1-5 МПа, удельной скорости подачи смеси алифатических спиртов на катализатор 0,4-0,8 дм 3/ч·дм3кат, причем в качестве катализатора используют оксид вольфрама, оксид рения, нанесенные на -оксид алюминия при следующем соотношении компонентов, мас.%: оксид вольфрама 1,2-6,7, оксид рения 0,9-1,3, -оксид алюминия - остальное.
Изобретение относится к способу получения олефинов путем температурной обработки жидкого или газообразного углеводородного сырья, в качестве которого используют предельный углеводород линейного строения CnH2n+2, где: n>1, или смесь таких углеводородов, взятых в любых сочетаниях, характеризующемуся тем, что объемный нагрев смеси катализатора с сырьем производят селективно в присутствии гранулированного твердого катализатора, а именно: необходимую для протекания реакции энергию подводят, преимущественно, к катализатору, в объеме частиц которого энергия выделяется в виде теплоты, причем в качестве источника энергии используют СВЧ излучение, а в качестве катализатора - материал, имеющий более высокую, чем углеводородное сырье, способность поглощать СВЧ излучение.
Изобретение относится к способу получения катализатора для превращения оксигенатов в олефины. .

Изобретение относится к способу олигомеризации н-бутенов, который характеризуется тем, что включает подачу н-бутенов в реактор с дистилляционной колонной с катализаторами, состоящими из слоя цеолитного катализатора ZSM-57, контактирование указанных н-бутенов с указанным цеолитным катализатором ZSM-57 в условиях олигомеризации при давлении от 300 до 400 ф/кв.д и температуре в диапазоне от 240 до 320°F, таким образом каталитическое взаимодействие с указанными н-бутенами с образованием олигомеров и одновременным разделением и извлечением указанных олигомеров.
Изобретение относится к вариантам способа получения углеводородов, имеющих число атомов углерода в цепи Cn, где n 2 и n 20, включающим:образование галогенированного углеводорода, при реакции углеводородного реагента, имеющего число атомов углерода в цепи Cm, где m n, m 1 и m 10 с галогенирующим агентом;образование углеводородного продукта, имеющего число атомов углерода в цепи Cn, где n 2 и n 20, при контакте галогенированного углеводорода с каталатическим реагентом оксида металла;выделение углеводородного продукта; ирегенерирование каталитического реагента.
Изобретение относится к способу получения разветвленных олефинов, который включает дегидрирование изопарафиновой композиции, содержащей 0,5% или менее четвертичных алифатических атомов углерода, на подходящем катализаторе, указанная изопарафиновая композиция включает парафины с количеством углеродов в диапазоне от 7 до 35, причем указанные парафины, по меньшей мере часть их молекул, являются разветвленными, среднее количество ответвлений на молекулу парафина составляет от 0,7 до 2,5, и ответвления включают метальные и, необязательно, этильные ветви, указанная изопарафиновая композиция получена путем гидроизомеризации парафина, а указанные разветвленные олефины имеют содержание четвертичных углеродов 0,5% или менее, причем парафины получены способом Фишера-Тропша.
Изобретение относится к способу получения линейных -олефинов путем олигомеризации этилена в присутствии первого органического растворителя и гомогенного катализатора в реакторе, где верхнюю часть реактора охлаждают с помощью хладагента, характеризующемуся тем, что температуру в верхней части реактора поддерживают при 15-20°С, при этом катализатор содержит циркониевую соль органической кислоты и, по меньшей мере, одно алюминийорганическое соединение, способ проводят в присутствии, по меньшей мере, одной среды охлаждения, добавленной в реактор, конденсирующейся наверху реактора и повторно испаряющейся на дне реактора, и среду охлаждения выбирают из инертного второго органического растворителя, имеющего точку кипения по меньшей мере 120°С при атмосферном давлении
Наверх