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Procédé de préparation en marche continue des carbonates d'alcoyle et d'aryle.
La présente invention concerne un procédé de préparation en marche continue des carbonates d'alcoyle et d'aryle.
Plus spécifiquement, la présente invention concerne un procédé pour la préparation en marche continue des carbonates d'alcoyle et d'aryle (PRC) de la formule générale (I) :
EMI1.1
où Ph représente un radical aromatique comptant 6 à 18 atomes de carbone, facultativement substitué par un halogène tel que le chlore ou par un radical alcoyle ou alcoxy en C..-C,, et R représente un radical méthyle ou éthyle.
Les carbonates d'alcoyle ou d'aryle de la formule générale (I) sont des composés bien connus utilisés comme intermédiaires pour des synthèses organiques, par exemple comme réactants pour la préparation des carbonates de diaryle (DPC) conformément à la réaction :
EMI1.2
où Ph et R ont les significations attribuées ci-dessus, exécutée à une température élevée, par exemple entre 180 et 250oC, en présence d'un catalyseur choisi parmi les sels organiques et les alcoolates d'aluminium, de zinc, de titane et d'étain, comme le titanate de tétraisopropyle et l'oxyde de dibutylétain.
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Ces catalyseurs sont utilisés en une concentration entre 0,01 et 2% en poids par rapport à la somme des réactants.
Les carbonates d'alcoyle et d'aryle peuvent être préparés par une réaction de substitution entre les carbonates de dialcoyle (DRC) et un composé aromatique hydroxylé conformément au schéma :
EMI2.1
où les symboles R et Ph ont les significations déjà attribuées.
Cette réaction qui est réversible, donne lieu à une faible conversion en le carbonate d'alcoyle et d'aryle du fait que la réaction est caractérisée par une constante d'équilibre défavorable (l'équilibre est. déplacé vers la gauche). Ceci rend tout procédé de fabrication fort antiéconomique.
Une façon d'augmenter la conversion est de réduire la concentration de l'alcool alcoylique R-OH dans le mélange de réaction. Ceci n'est toutefois pas une opération aisée du fait que l'alcool a une volatilité relativement faible en comparaison du carbonate de dialcoyle et qu'il n'est pas possible d'éliminer l'un sans chasser l'autre suivant les techniques traditionnelles. De surcroît, la formation de mélanges azéotropiques ne facilite pas le recyclage du carbonate de dialcoyle qui n'a pas réagi.
Le brevet U. S. nO 4 410 464 décrit un procédé pour la préparation des carbonates de diaryle qui est exécuté suivant les schémas (II) et (III), suivant lequel la réduction de la concentration de l'alcool alcoylique en (III) a lieu par adsorption physique.
Plus spécifiquement, le procédé du brevet U. S. consiste à exécuter la réaction de substitution entre le
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carbonate de dialcoyle et le composé aromatique hydroxylé en présence de tamis moléculaires qui sont capables d'absorber sélectivement l'alcool alcoylique.
Toutefois, les résultats de ce procédé ne sont pas encore satisfaisants du point de vue de la production à l'échelle industrielle pour les raisons suivantes : - la conversion du carbonate d'alcoyle et d'aryle, calculée par rapport au carbonate de dialcoyle, n'est pas fort élevée ; - le mélange de réaction contient des poudres qui doivent être éliminées par un traitement de séparation (par exemple passage à travers des filtres) ; - le procédé n'est pas continu parce qu'il est nécessaire d'arrêter l'installation de production, si elle est prévue, pour régénérer la zéolite ; - la régénération de la zéolite est difficile parce que lors du travail en phase liquide, la zéro-lite s'imbibe du liquide, en particulier du composé aromatique hydroxylé et du carbonate d'alcoyle et d'aryle qui est produit.
Ceci implique une perte du produit utile et d'utiliser des températures élevées pour régénérer la zéolite ; de surcroît, il n'est pas fait mention dans ce brevet U. S. d'éléments permettant le projet d'une installation industrielle pouvant fonctionner d'après les principes décrits.
La Demanderesse a découvert à présent un procédé pour la production avec un rendement élevé des carbonates d'alcoyle et d'aryle qui n'expose pas aux inconvénients de l'état connu de la technique.
La présente invention a donc pour objet un procédé pour la préparation en marche continue des carbonates d'alcoyle et d'aryle de la formule générale (I), à partir d'un carbonate de dialcoyle et d'un composé aromatique hydroxylé suivant la réaction (III), qui comprend la réaction du carbonate de dialcoyle avec le composé
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aromatique hydroxylé dans un système qui permet le contact liquide-vapeur à contre-courant.
Dans ce système, la phase liquide est fondamentalement composée du carbonate de dialcoyle, du composé aromatique hydroxylé et du carbonate d'alcoyle et d'aryle et la phase vapeur est fondamentalement composée du carbonate de dialcoyle, du composé aromatique hydroxylé et de l'alcool alcoylique produit conformément à la réaction (III).
Pour favoriser tant la conversion des réactants que la sélectivité en faveur du carbonate d'alcoyle et d'aryle, la phase vapeur, dont la sortie correspond à l'entrée de la phase liquide, est traitée en vue de séparer l'alcool alcoylique et est ensuite recyclée, sans condensation, au fond du système, à la sortie du liquide.
Plus spécifiquement, le procédé de la présente invention comprend :
EMI4.1
a) l'utilisation de "n" récipients pour des réactions en phase liquide, raccordés en série, où"n" représente un entier supérieur ou égal à deux, maintenus dans les conditions opératoires et contenant un volume de liquide constant ; b) l'admission dans le premier récipient de la série d'un mélange liquide composé des réactants frais et d'un courant de vapeur sortant en tête du récipient suivant ; c) l'admission dans chaque récipient intermédiaire de la série du courant de liquide sortant du fond du récipient précédent et du courant de vapeur sortant du récipient suivant ;
d) l'évacuation hors du dernier récipient de la série du courant de liquide, fondamentalement composé du carbonate d'alcoyle et d'aryle produit et des réactants qui n'ont pas réagi, et du courant de vapeur qui est recyclé au récipient précédent ; e) le transfert du courant de vapeur sortant en tête du premier récipient au dernier de la série, et
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f) le traitement au moins du courant de vapeur du stade (e) de façon à en séparer l'alcool alcoylique produit conformément à la réaction (III) et qui s'y trouve contenu.
Suivant une forme de réalisation préférée du procédé de l'invention, le carbonate de dialcoyle et le composé aromatique hydroxylé utilisés comme réactants pour la synthèse du carbonate d'alcoyle et d'aryle sont le carbonate de diméthyle et le phénol, respectivement.
Le nombre des récipients raccordés en série est généralement de 2 à 30, de préférence de 5 à 25, les deux récipients terminaux inclus. Ils sont maintenus dans les conditions opératoires, c'est-à-dire à une température de 180 à 2500C et sous une pression de 3 à 15 bars.
Le raccordement des récipients de réaction peut être exécuté suivant l'une quelconque des techniques connues du spécialiste en la matière. Par exemple, les récipients peuvent être agencés horizontalement et raccordés l'un à l'autre par des pompes pour faire circuler le liquide, ou verticalement, chaque récipient étant positionné à une hauteur différente pour permettre au liquide de circuler par gravité.
Les récipients de réaction peuvent, en variante, être posés l'un sur l'autre pour constituer une colonne de réaction, comme décrit dans l'article"Simulation of Continuous Reactive Distillation by a HomotopyContinuation Method"publié dans"Computers and Chemical Engineering"volume 12, n 12, pages 1243 à 1255,1988, qui se prête à un système de réaction du type :
EMI5.1
où B et D sont plus volatils que A etc.
Suivant ce système, si un liquide riche en réactant A est admis à un étage intermédiaire entre la tête et le milieu de la colonne et si une vapeur riche en réactant B est admise à un étage intermédiaire entre le fond et le milieu de la colonne, le réactant B est absorbé dans le liquide à l'endroit où la
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réaction a lieu et le produit D est extrait du liquide et entraîné vers la tête de la colonne.
Tous les récipients contiennent un volume égal de liquide, qui reste constant et s'échelonne de la moitié aux trois quarts du volume total de chaque réacteur unitaire.
Dans les conditions du régime permanent, la pression est plus élevée dans le dernier récipient de la série, hors duquel le carbonate d'alcoyle et d'aryle produit est évacué par le fond, et baisse graduellement en direction du premier récipient, dans lequel les réactants frais sont admis.
Les temps de séjour des réactants dans chaque récipient particulier varie généralement de 5 à 90 minutes, de préférence de 5 à 30 minutes pour un temps total de 1 à 10 heures.
Les réactants frais, admis dans le premier récipient dans des rapports sensiblement équimoléculaires, contiennent en concentration de 0,01 à 5% (sur-base molaire par rapport au composé aromatique hydroxylé) au moins un catalyseur de synthèse choisi parmi les sels, oxydes, hydroxydes, alcoolates et arylates d'aluminium, de zinc, de titane, d'étain, d'uranium, de vanadium, de zirconium, de fer et de plomb, comme le titanate de tétraisopropyle, le titanate de tétraphényle et l'oxyde de dibutylétain. Ces catalyseurs et leur utilisation dans la synthèse des carbonates d'alcoyle et d'aryle sont décrits en détail dans le brevet U. S. nO 4 045 464.
Le courant de liquide évacué du fond de chaque récipient est fondamentalement composé par le carbonate d'alcoyle et d'aryle et par les réactants qui n'ont pas réagi. Plus spécifiquement, la concentration du carbonate d'alcoyle et d'aryle dans le courant de liquide augmente du premier récipient jusqu'au dernier.
De même, le courant de vapeur évacué en tête de chaque récipient est fondamentalement composé par les réactants qui n'ont pas réagi et par l'alcool alcoylique
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formé pendant la réaction. Plus spécifiquement, la concentration de l'alcool alcoylique dans le courant de vapeur augmente du dernier réacteur jusqu'au premier.
Le courant de vapeur recyclé est amené à barboter dans la phase liquide contenue dans chaque récipient de réaction pour favoriser le contact entre les réactants contenus tant dans la phase vapeur que dans la phase liquide, de même que l'extraction de l'alcool alcoylique hors de la phase liquide. Le procédé de la présente invention est donc un procédé à contre-courant liquide-vapeur, dans lequel le rapport molaire entre le débit de liquide et le débit de vapeur entrant dans chaque récipient se situe de préférence entre 1 : 1 et 1 : 10.
Le liquide évacué du fond du dernier récipient peut être traité en vue d'en isoler le carbonate d'alcoyle et d'aryle produit ou peut être utilisé tel quel comme réactant pour la synthèse des carbonates de diaryle conformément à la réaction (III).
Tout moyen pour éliminer un alcool alcoylique contenu dans une phase vapeur, mais qui n'implique pas la condensation, peut être appliqué dans le procédé de la présente invention, même si les tamis moléculaires capables d'adsorber sélectivement un alcool alcoylique reçoivent la préférence.
Les tamis moléculaires utilisés dans le procédé de l'invention sont choisis parmi les aluminosilicates hydratés cristallins dont les pores ont un diamètre de 4 à 5 Angströms. Des exemples de tamis moléculaires ayant les caractéristiques ci-dessus sont décrits dans"Zeolite Molecular Sieve-Structure Chemistry and Use", D. W. Breck, John Wiley & Sons (1974).
Les vapeurs admises sur le tamis moléculaire ont la température du premier récipient ou une température plus élevée et sont soumises, avant ou après l'adsorption de l'alcool. alcoylique, à une compression et amenées ainsi à la pression régnant dans le dernier récipient ou à une
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pression plus élevée.
Bien qu'il soit suffisant, conformément à la présente invention, d'éliminer l'alcool alcoylique contenu dans le courant de vapeur sortant en tête du premier récipient de la série, pour obtenir de meilleurs rendements de réaction, il est possible de répéter l'opération sur tous les courants de vapeur sortant en tête de tous les récipients de réaction.
En règle générale, au moins deux lits de tamis moléculaire sont utilisés, de façon que lorsque l'un est en phase d'adsorption, l'autre se trouve en phase de régénération. La désorption est exécutée par traitement avec de l'azote chaud à une température d'environ 3000C et sous basse pression.
Au terme du traitement, l'azote qui contient l'alcool désorbé est refroidi pour condenser l'alcool et est relâché à l'atmosphère.
Une description plus détaillée uniquement illustrative et non limitative du procédé de la présente invention est donnée ci-après avec référence aux dessins annexés, dans lesquels : la Fig. 1 est un schéma d'une installation pour la forme de réalisation du procédé de l'invention où les récipients de réaction sont disposés horizontalement en série ; la Fig. 2 est un schéma d'une installation où les récipients de réaction sont disposés verticalement en série ; la Fig. 3 est un schéma d'une installation où les récipients de réaction sont disposés l'un sur l'autre pour former une colonne de réaction, et la Fig. 4 est un schéma semblable à celui de la Fig. 1 où des lits d'absorption pour l'alcool alcoylique sont disposés à la sortie de vapeur de chaque réacteur.
Comme le montre la Fig. 1, l'installation comprend cinq récipients de réaction raccordés en série 1A, 1B, 1C, 1D et lE (le nombre des récipients est uniquement
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illustratif). Tous les récipients sont munis d'une chemise pour la régulation thermique, d'un régulateur de température et d'un régulateur de niveau ; deux cuves A et B contenant respectivement le carbonate de dialcoyle A et le composé aromatique hydroxylé B à l'état de prémélange avec le catalyseur ; quatre pompes 6A, 6B, 6C et 6D pour la circulation du liquide et la régulation du niveau dans les divers réacteurs ; deux pompes 3 et 2 pour admettre le carbonate de dialcoyle et le composé aromatique hydroxylé respectivement ; un compresseur 4 pour recycler la vapeur sortant du premier réacteur de la série 1A au fond du dernier réacteur 1E ;
une valve 11 pour régler le niveau dans le dernier réacteur de la série ; un régulateur de pression 13 monté en by-pass sur le compresseur de recyclage 4 pour la vapeur ; et deux lits de tamis moléculaire 5A et 5B alternativement en activité et en régénération.
Le fonctionnement de l'installation convenant pour le procédé de la présente invention est évident d'après la description ci-dessus et la Fig. 1 en annexe.
Les différents réacteurs sont raccordés en série de manière à établir un contre-courant entre le liquide et la vapeur. La pression augmente du réacteur 1A aux réacteurs suivants du fait qu'entre un réacteur et le suivant, une perte de charge est subie par la vapeur introduite dans le réacteur 1E par une conduite 25.
Les réactants et le catalyseur, préchauffés par des moyens non illustrés à la figure, sont admis au réacteur 1A par des conduites 21 et 22 ; le liquide de réaction sort au fond de ce réacteur par une conduite 27A et parvient, sous l'impulsion de la pompe 6A, au réacteur 1B dans lequel le volume est maintenu constant par une régulation du niveau.
La vapeur sortant de 1B, par une conduite 24B, entre dans la partie inférieure de 1A par un distributeur. Le fonctionnement des autres réacteurs est semblable à ce
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qui est décrit ci-dessus.
La vapeur sortant en tête du réacteur 1A, avant d'être recyclée au dernier réacteur de la série, est amenée par une conduite 24A au compresseur 4 et au lit de tamis moléculaire 5A ou 5B pour la séparation de l'alcool alcoylique.
Le produit de réaction final sort par une conduite 26 de 1E où le niveau est réglé par la valve 11.
Toutes les conduites de transfert sont isolées ou soumises à une régulation de température pour éviter la condensation dans les conduites contenant des vapeurs 24 et 26 et le refroidissement des conduites contenant des liquides 21,22, 23 et 27.
Les chemises des différents réacteurs sont soumises à une régulation pour empêcher une transmission de chaleur à travers les parois et dès lors pour exécuter la réaction en régime adiabatique. De la chaleur n'est apportée qu'au dernier réacteur par un serpentin 8 pour y maintenir la température requise.
La pression est maintenue par le régulateur de pression 13.
La Fig. 2 est le schéma d'une installation comprenant cinq récipients de réaction (dans ce cas aussi, le nombre des réacteurs est purement illustratif) agencés verticalement à différentes hauteurs de façon que le niveau du liquide dans chaque récipient soit commandé par un système de trop-plein. A la Fig. 2, les mêmes chiffres de référence qu'à la Fig. 1 désignent des éléments identiques.
Plus spécifiquement, comme le montre la Fig. 2, cinq récipients de réaction 1A, 1B, 1C, 1D et 1E sont formés chacun par un récipient chemisé comprenant, dans sa partie supérieure, une admission pour le liquide munie d'un plongeur suffisamment long pour former un joint hydraulique avec le liquide entrant et, dans sa partie inférieure, une entrée pour la vapeur 6 munie d'un distributeur approprié et un trop-plein 9 garantissant la constance du niveau du
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liquide dans le réacteur.
Le mélange des réactants entre dans 1A par une conduite 23, s'accumule dans le réacteur, atteint l'équilibre avec la vapeur provenant de 1B par un distributeur 6A et une conduite 24B, sort par un trop-plein 9A et parvient par une conduite 27A dans le réacteur 1B. Le fonctionnement des réacteurs suivants est le même que ce qui a été décrit ci-dessus.
La vapeur quittant 1A parvient par une conduite 24A dans un adsorbeur 5A ou 5B, puis par une conduite 25 au fond du réacteur 1E.
Le dernier réacteur de la série 1E, qui reçoit le liquide provenant de l'avant-dernier réacteur par une conduite 27D et un plongeur 7E et la vapeur provenant des adsorbeurs par une conduite 25 et un distributeur 6E comprend une surface d'échange de chaleur 8 pour amener le liquidé-sortant de la conduite 26 à la température souhaitée et pour apporter la chaleur nécessaire pour la compensation des déperditions thermiques et de la chaleur de réaction.
La Fig. 3 est représentative d'une solution semblable à celle de la Fig. 2, sauf que les réacteurs sont disposés l'un sur l'autre pour former une colonne 28.
La Fig. 4 est un schéma semblable à celui de la Fig. 1, sauf que des lits d'adsorption sont prévus pour l'alcool des vapeurs quittant chaque réacteur, de façon que des vapeurs exemptes d'alcool soient toujours utilisées pour l'entraînement. De cette façon, les vapeurs quittant chaque réacteur sont traitées dans la section d'adsorption et sont ensuite recyclées comme décrit ci-dessus.
Les exemples ci-après, qui sont uniquement illustratifs et nullement limitatifs, offrent une meilleure compréhension de la présente invention et de sa forme de réalisation.
EXEMPLES 1 à 3.-
On prépare du carbonate de méthyle et de phényle
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à partir de phénol (P), de carbonate de diméthyle (DMC) en prenant, comme catalyseur, 1,2 mole % de tétraphénate de titane, par rapport au nombre de moles de phénol admis, dans l'installation schématisée à la Fig. 1.
On utilise cinq réacteurs ayant chacun un diamètre de 150 mm et une hauteur de 250 mm, qui sont tous remplis d'un volume de liquide de 3000 cm3.
On modifie les débits de liquide et de vapeur pour arriver au temps de séjour indiqué ci-après. On modifie les distributeurs de vapeur afin d'entretenir toujours les mêmes pertes de charge pour les diverses valeurs des débits de vapeur.
On exécute les essais comme décrit au tableau I.
TABLEAU I
EMI12.1
<tb>
<tb> Temps <SEP> de <SEP> séjour <SEP> (min) <SEP> 10 <SEP> 30 <SEP> 60
<tb> Débit <SEP> de <SEP> liquide
<tb> (moles/h)
<tb> Phénol <SEP> (21) <SEP> 90 <SEP> 30 <SEP> 15
<tb> Carbonate <SEP> de <SEP> 90 <SEP> 30 <SEP> 15
<tb> diméthyle <SEP> (22)
<tb> Débit <SEP> de <SEP> vapeur <SEP> (25) <SEP> 600 <SEP> 200 <SEP> 100
<tb> (moles/h)
<tb>
On exécute tous les essais avec deux lits d'adsorption permutables ayant chacun un volume d'adsorption de 30 litres qui contiennent 20 kg de tamis moléculaire de 4 Angströms produit par Union Carbide et présenté en pastilles de 1, 6 mm (1/16 de pouce). La température des lits est maintenue à 2500C pour éviter la condensation.
Pendant les essais, on évite la saturation de la zéolite et on exécute la régénération avec de l'azote chaud toutes les 2 heures pendant l'essai avec un temps de séjour
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de 10 minutes, toutes les 4 heures pendant l'essai de 30 minutes et toutes les 8 heures pendant l'essai de 60 minutes.
EXEMPLE 1 (Essai de 10 minutes).-
On applique les conditions de travail suivantes : Pmin (1A) = 5,4 bars T mi n (1A) = 190 0 C P max (1E) = 5,8 bars T. ax (1E) = 201 C Les débits sont en moles par heure.
TABLEAU II
EMI13.1
<tb>
<tb> Entrée <SEP> sortie <SEP> ME
<tb> ads
<tb> L <SEP> (23) <SEP> V <SEP> (25) <SEP> L <SEP> (26) <SEP> V <SEP> (24A)
<tb> ME <SEP> 0,5 <SEP> 17,1 <SEP> 17,1
<tb> DMC <SEP> 90 <SEP> 526,9 <SEP> 72,4 <SEP> 526,9
<tb> P <SEP> 90 <SEP> 70,9 <SEP> 72,4 <SEP> 70, <SEP> 9
<tb> PMC <SEP> 2, <SEP> 2 <SEP> 17,6 <SEP> 2, <SEP> 2
<tb> Total <SEP> 180 <SEP> 600,0 <SEP> 162, <SEP> 9 <SEP> 617, <SEP> 1 <SEP> 17, <SEP> 1
<tb>
L = Liquide V = Vapeur ME = Méthanol DMC = Carbonate de diméthyle P = Phénol PMC = Carbonate de méthyle et de phényle Conversion du phénol = 20%.
EXEMPLE 2 (essai de 30 minutes).-
On applique les conditions de travail suivantes :
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EMI14.1
Pmin (1A) = 5, 4 bars Tmin (1A) = 1900C Pmax (1E) = 5, 8 bars T max (1E) = 203 C Les débits sont en moles par heure.
TABLEAU III
EMI14.2
<tb>
<tb> Entrée <SEP> sortie <SEP> ME
<tb> ads
<tb> L <SEP> (23) <SEP> V <SEP> (25) <SEP> L <SEP> (26) <SEP> V <SEP> (24A) <SEP> ads
<tb> ME <SEP> 0, <SEP> 1 <SEP> 7,0 <SEP> 7,0
<tb> DMC <SEP> 30 <SEP> 174,6 <SEP> 22,9 <SEP> 174,6
<tb> P <SEP> 30 <SEP> 24,4 <SEP> 22,9 <SEP> 24,4
<tb> PMC <SEP> 1,0 <SEP> 7, <SEP> 1 <SEP> 1, <SEP> 0
<tb> Total <SEP> 60 <SEP> 200, <SEP> 0 <SEP> 53, <SEP> 0 <SEP> 207, <SEP> 0 <SEP> 7, <SEP> 0
<tb>
Conversion du phénol = 24%.
EXEMPLE 3 (essai de 60 minutes).-
On applique les conditions de travail suivantes :
EMI14.3
P min (1A) = 5, 4 bars Tmin (1A) = 191 C Pmax (1E) = 5, 8 bars Tmax (1E) = 204OC Les débits sont en moles par heure.
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TABLEAU IV
EMI15.1
<tb>
<tb> Entrée <SEP> Sortie <SEP> ME
<tb> ads
<tb> L <SEP> (23) <SEP> V <SEP> (25) <SEP> L <SEP> (26) <SEP> V <SEP> (24A)
<tb> ME <SEP> 0, <SEP> 1 <SEP> 3,7 <SEP> 3,7
<tb> DMC <SEP> 15 <SEP> 87,1 <SEP> 11,2 <SEP> 87,1
<tb> P <SEP> 15 <SEP> 12,4 <SEP> 11,2 <SEP> 12,4
<tb> DMC0, <SEP> 5 <SEP> 3,8 <SEP> 0,5
<tb> Total <SEP> 30 <SEP> 100,0 <SEP> 1 <SEP> 26, <SEP> 3 <SEP> 1 <SEP> 103, <SEP> 7 <SEP> 3, <SEP> 7
<tb>
Conversion du phénol = 26%.
EXEMPLE 4.-
On exécute le même mode opératoire que dans l'essai de 60 minutes de l'exemple 3, sauf qu'on utilise l'installation de la Fig. 4. On utilise cinq paires de lits de tamis moléculaire identiques d'un volume de 5 litres, maintenus à 2500C pour éviter la condensation.
Pendant l'essai, un lit de chaque paire est en service et l'autre est en régénération, la substitution du lit en service étant faite lorsque celui-ci est presque saturé.
On applique les conditions de travail suivantes :
EMI15.2
Pmin (1A) = 5 bars Tmin (1A) = 182 C Pmax (1E) = 5, 4 bars Tx (1E) = 206OC Le temps de séjour est de 1 heure par réacteur (total 5 heures).
Les débits sont en moles par heure.
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TABLEAU V
EMI16.1
<tb>
<tb> Entrée <SEP> Sortie <SEP> Me
<tb> ads
<tb> L <SEP> (23) <SEP> V <SEP> (25) <SEP> L <SEP> (26) <SEP> V <SEP> (24A)
<tb> ME <SEP> 1,75 <SEP> 5,92
<tb> DMC <SEP> 15 <SEP> 90,0 <SEP> 9,2 <SEP> 90,0
<tb> P <SEP> 15 <SEP> 9,4 <SEP> 9,2 <SEP> 9,4
<tb> PMC <SEP> 0, <SEP> 6 <SEP> 5, <SEP> 8 <SEP> 0, <SEP> 6
<tb> Total <SEP> 30 <SEP> 100, <SEP> 0 <SEP> 24, <SEP> 2 <SEP> 101, <SEP> 75 <SEP> 5, <SEP> 92
<tb>
Conversion du phénol = 38%.
Le méthanol produit pendant la réaction est adsorbé sur les différents lits en les quantités suivantes :
ME ads (moles par h)
EMI16.2
<tb>
<tb> Vapeur <SEP> de <SEP> (1A) <SEP> 1,75
<tb> Vapeur <SEP> de <SEP> (1B) <SEP> 1,24
<tb> Vapeur <SEP> de <SEP> (1C) <SEP> 1,11
<tb> Vapeur <SEP> de <SEP> (1D) <SEP> 1,00
<tb> Vapeur <SEP> de <SEP> (1E) <SEP> 0,72
<tb> ---Total <SEP> 5,92
<tb>