CN105664811A - 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法 - Google Patents

生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法 Download PDF

Info

Publication number
CN105664811A
CN105664811A CN201610086260.4A CN201610086260A CN105664811A CN 105664811 A CN105664811 A CN 105664811A CN 201610086260 A CN201610086260 A CN 201610086260A CN 105664811 A CN105664811 A CN 105664811A
Authority
CN
China
Prior art keywords
reactor
equipment according
reaction
temperature
diameter
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201610086260.4A
Other languages
English (en)
Other versions
CN105664811B (zh
Inventor
马克斯·马库斯·蒂托维迪奥耶奥
柏桦
德巴希·查克拉博蒂
于尔根·埃弗勒
海因茨·格勒内瓦尔德
库尔特·弗雷德里克·希尔塞科恩
曼弗雷德·科科特
威廉·J·克吕佩尔
托马斯·乌尔里希·吕贝
托马斯·约翰·帕森斯
阿瓦尼·毛利克·帕特尔
马库斯·沃布泽
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Dow Chemical Co
Blue Cube IP LLC
Original Assignee
Dow Chemical Co
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Dow Chemical Co filed Critical Dow Chemical Co
Publication of CN105664811A publication Critical patent/CN105664811A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN105664811B publication Critical patent/CN105664811B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C17/00—Preparation of halogenated hydrocarbons
    • C07C17/093—Preparation of halogenated hydrocarbons by replacement by halogens
    • C07C17/20—Preparation of halogenated hydrocarbons by replacement by halogens of halogen atoms by other halogen atoms
    • C07C17/202—Preparation of halogenated hydrocarbons by replacement by halogens of halogen atoms by other halogen atoms two or more compounds being involved in the reaction
    • C07C17/206—Preparation of halogenated hydrocarbons by replacement by halogens of halogen atoms by other halogen atoms two or more compounds being involved in the reaction the other compound being HX
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0006—Controlling or regulating processes
    • B01J19/0013—Controlling the temperature of the process
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0006—Controlling or regulating processes
    • B01J19/002—Avoiding undesirable reactions or side-effects, e.g. avoiding explosions, or improving the yield by suppressing side-reactions
    • B01J19/0026—Avoiding carbon deposits
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/0053—Details of the reactor
    • B01J19/006—Baffles
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2405—Stationary reactors without moving elements inside provoking a turbulent flow of the reactants, such as in cyclones, or having a high Reynolds-number
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/24—Stationary reactors without moving elements inside
    • B01J19/2415—Tubular reactors
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J4/00—Feed or outlet devices; Feed or outlet control devices
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C17/00—Preparation of halogenated hydrocarbons
    • C07C17/26—Preparation of halogenated hydrocarbons by reactions involving an increase in the number of carbon atoms in the skeleton
    • C07C17/263—Preparation of halogenated hydrocarbons by reactions involving an increase in the number of carbon atoms in the skeleton by condensation reactions
    • C07C17/269—Preparation of halogenated hydrocarbons by reactions involving an increase in the number of carbon atoms in the skeleton by condensation reactions of only halogenated hydrocarbons
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C21/00—Acyclic unsaturated compounds containing halogen atoms
    • C07C21/02—Acyclic unsaturated compounds containing halogen atoms containing carbon-to-carbon double bonds
    • C07C21/04—Chloro-alkenes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2204/00—Aspects relating to feed or outlet devices; Regulating devices for feed or outlet devices
    • B01J2204/002—Aspects relating to feed or outlet devices; Regulating devices for feed or outlet devices the feeding side being of particular interest
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00054—Controlling or regulating the heat exchange system
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00054—Controlling or regulating the heat exchange system
    • B01J2219/00056—Controlling or regulating the heat exchange system involving measured parameters
    • B01J2219/00058—Temperature measurement
    • B01J2219/00063—Temperature measurement of the reactants
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/0015—Controlling the temperature by thermal insulation means
    • B01J2219/00155—Controlling the temperature by thermal insulation means using insulating materials or refractories
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00162—Controlling or regulating processes controlling the pressure
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00164—Controlling or regulating processes controlling the flow
    • B01J2219/00166—Controlling or regulating processes controlling the flow controlling the residence time inside the reactor vessel
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00245—Avoiding undesirable reactions or side-effects
    • B01J2219/00247—Fouling of the reactor or the process equipment

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Physical Or Chemical Processes And Apparatus (AREA)

Abstract

本发明提供生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法。具体地，本发明提供绝热活塞流反应器，所述绝热活塞流反应器适用于由氯化和/或氟化烷烃与氯化和/或氟化烯烃的反应生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃。该反应器包括在所需的转化率下使副产物的生产最小化的一个或多个设计。

Description

生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法
本申请是国家申请号为201080044964.6并且发明名称为“生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法”的申请的分案申请。
技术领域
本发明涉及活塞流反应器，所述活塞流反应器能够绝热操作并适合于进行连续、气相、自由基反应以生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃。本发明还提供了结合该活塞流反应器的方法。
背景技术
管式反应器在大量大宗化学品的生产中是普遍存在的，尤其是在其中连续操作是适宜的或需要的方法中。管式反应器中理想的流动条件是‘活塞流’，并且在这些理想的条件下，在反应器中的停留时间对于流的所有组元都是相同的，并且存在典型地横过反应器的半径的均匀速度剖面。产物混合也理想地被限制于相同龄期的材料，即混合仅在径向出现。换言之，当活塞流动通过反应器时，活塞组分在径向完全混合，而不存在轴向上的混合。
虽然在实践中不存在理想的活塞流，保持合理良好的活塞流(以至于流动剖面十分类似于活塞流速度剖面)通过管式反应器提供显著有益。作为其中之一，活塞流相比非活塞流在反应的和未反应的材料之间提供更好的分离。这对于反应速率受反应物浓度影响的方法是适宜的。并且，良好的活塞流允许精确控制停留时间，这在转化率和/或选择性对于停留时间敏感的方法中可以是关键的。
很多因素可以影响使活塞流条件接近于理想的能力。例如，轴向上的显著混合可以降低活塞流的品质，如器壁摩擦和扩散等。通过增加流体速度和/或反应器通道长度可以消除这些中的很多的影响。获得停留时间、有效的混合和良好的活塞流的正确组合可以导致需要数百米长的管式反应器。而这种长度的反应器存在温度控制和热传递特性上的附加困难。
因此适宜的是提供一种管式反应器，所述管式反应器能够接近活塞流，同时也提供最优的，例如停留时间、热传递特性、温度控制和混合。
发明内容
在本文中提供这样一种反应器。更详细地，本文所描述的反应器可以提供以下各项中的一项或多项：更精确的温度控制、进入和/或离开反应器的热传递的最小化、反应组分的适当停留时间和或最优化的混合。作为结果，可见所需的转化率和/或选择性。该反应器因此特别适合于在该反应器内适宜地进行包含以下的反应：否则可能展现减少的寿命的热敏感组分如催化剂，或在适宜地在反应器内进行的方法的操作技术条件内的温度下不合乎需要的反应或分解的反应组分。
在本发明的一个方面中，提供一种绝热活塞流反应器，所述绝热活塞流反应器适合在用于生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的连续、气相、自由基方法中使用，其中所述反应器包括促进减少在进入反应器之前或离开反应器之时的回混和/或再循环或减少在可能出现的任何回混的过程中副产物的形成的设计。在一些实施方案中，该反应器还可以包括在所需的转化率下使副产物生成最小化的设计。
提供了数个这样的设计，包括i)使至所述反应器的热传递和/或来自所述反应器的热传递最小化的设计；ii)使在反应组分与至少一个反应器管壁的至少一部分之间的边界处的反应组分的流动最优化的设计；iii)促进反应器流出物的温度降低至低于它则不出现副产物的显著形成的温度的设计，和/或iv)允许通过控制所述反应器流出物的所述温度调节在所述反应器中进行的方法的生产率的设计。可以采用这些中的一个或多个的组合，在这样的情况下，由一个设计提供的优点可能由一个或多个其他设计的添加而杠杆化，或许甚至是互相协同地。
因为本发明的反应器预期对其中使用所述反应器的连续方法提供时间和成本节约，所以不仅是采用所提供的反应器的方法，而且可以使由而生产的产物发扬这些优点，即，至下游方法，或最终使用。并且因此，在本文还提供用于使用在本发明的反应器中生产的氯化和/或氟化丙烯或高级烯烃制备下游产物的方法，所述氯化和/或氟化丙烯或高级烯烃在一些实施方案中可以是氯化丙烯，所述下游产物在一些实施方案中可以是2，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234yf)或1，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234ze)。
附图说明
本发明的这些和其它特点、方面和优点在参考附图阅读以下详细描述之后将变得更好理解，其中：
图1是常规混合器的截面形式的示意图；
图2根据本发明的一个实施方案的混合器的截面形式的示意图；
图3是根据本发明的一个实施方案的绝热活塞流反应器的温度相对于以英尺计的反应器长度的曲线图；和
图4是生产率和选择性相对于出口反应器温度的曲线图。
具体实施方式
本说明书提供了某些定义和方法以更好地定义本发明和引导本领域普通技术人员实施本发明。是否提供对特定术语或措辞的定义不意味着其具有或缺乏任何特殊的重要性。相反，并且除非另外指出，术语要按照相关领域普通技术人员的常规用法理解。
本文所用的术语“第一”、“第二”和类似术语不表示任何顺序、量或重要性，而是用于将一种与另一种要素相区别。另外，术语“一个”和“一种”不表示对量的限定，而是表示存在至少一个所提及的项，并且除非另外指出，术语“前”、“后”、“底”和/或“顶”的使用仅为了便于描述，且不意图限定所描述的部分由任何一种位置或空间取向限定。
如果公开了范围，涉及相同组分或性能的所有范围的端点包括在内并且可独立地组合(如，范围“高达约25重量％，或，更具体地，约5重量％至约20重量％”包括端点和范围“约5重量％至约25重量％”等的所有中间值)。在涉及量时使用的修饰词“约”包括所述的值和具有上下文所表示的含义(如，包括与特定量测量有关的误差度)。本文所用的，百分比(％)转化率意味着表示相比于输入流，反应器中的反应物的摩尔或质量流量的变化，而百分比(％)选择性是指相比于反应物摩尔流量变化，反应器中的产物按的摩尔流量变化。应明白在本文中术语“活塞流”的使用表示该反应器近似于理想的活塞流，但不一定获得理想的活塞流。
遍及说明书提及“一个实施方案”或“实施方案”意指关于实施方案描述的特定特征、结构或特性被包括在至少一个实施方案中。因此，在遍及说明书不同地方出现短语“在一个实施方案中”或“在实施方案中”不必然是指相同的实施方案。此外，在一个或多个实施方案中可以以任何适宜的方式组合特定的特征、结构或特性。
本发明提供一种绝热活塞流反应器，所述绝热活塞流反应器适合于在用于生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的连续、气相、自由基方法中使用。有益地，该反应器包括使副产物生成最小化的设计，所述副产物包括可能使反应器结垢的反应组分的分解产物。在这种情况下，可以将在反应器内进行的反应的百分比转化率保持在所需的范围内。例如，在一些实施方案中，可以导致转化率增加低于约5％，或低于约2％，或甚至低于约1％，所以可见所需的选择性。换言之，在至少约5％，或至少约10％，或至少约15％，或甚至至少约20％的有限的试剂转化率，对所需的产物的选择性可以高达约70％，或约75％，或约80％，或甚至约85％以上。因此，本发明的管式活塞流反应器特别适合于进行这样的反应：对于所述反应，百分比转化率的增加可能典型地表现为反应副产物的增加的生成，并且因此，降低的百分比选择性。
本文所描述的反应器可以在任何连续气相、自由基方法中采用，并且尤其是，非常适合于还是均相并且放热的这些反应。本文所描述的反应器还特别适合用于这些反应：所述反应涉及至少一种限制性反应物，所述限制性反应物具有远非其用尽的所需转化率，例如，限制性反应物的小于80％，或小于40％，或甚至小于20％的转化率。如上面所讨论的，本发明的反应器还特别适合于这些反应：所述反应对副产物的形成，以及所述副产物对反应选择性的影响特别敏感，或所述反应包含热敏感组分，例如，让你述热敏感组分可以反应，或降解，以形成不希望的副产物。热敏感组分可以包括，例如，反应物、产物、催化剂并且甚至副产物，它们可以进一步反应或热降解以形成其他副产物。包含热敏感组分的组合的反应还可以从在本发明的反应器中进行找到优点。甚至在限制性反应物的这些低转化率下，并且当用于进行对副产物的形成敏感的反应时，本发明的反应器可以提供至少约70％，或约75％，或约80％，或甚至约85％以上的对所需产物的选择性。
这些反应的一个实例包括但不限于，生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的反应。优选的烯烃包括具有约三至约六个碳原子的那些。示例性反应包括甲烷类与氯乙烯或氯氟乙烯以提供氯化和/或氟化丙烯的反应，所述甲烷类包括氯甲烷、氟甲烷或氯氟甲烷，其具有式CH4-a-bClaFb，其中a和b各自独立地为0-3，并且4-a-b大于0；所述氯化和/或氟化丙烯符合式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，而c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。具体的示例性反应包括甲基氯与全氯乙烯以提供1，1，2，3-四氯丙烯的反应，甲基氟与全氯乙烯以提供1，1，2-氯-3-氟-丙烯的反应，以及甲基氟与三氟氯乙烯以提供1，1，2，3-四氟丙烯的反应。然而，这些提及仅为示例性的并且不应被解释为对于本文所描述的原理的限制。
在化学工程领域中已知可用于调节管式反应器内反应条件的很多参数，然而，在本文所描述的本发明之前，没有以使得副产物的形成减少以至于可见所需的转化率的方式应用，和/或没有应用于特别需要它的反应。换言之，现在发现的是如何将绝热管式反应器设计为能够用于在进行包括热敏感反应组分如包含氯的催化剂或引发剂的连续气相、自由基反应中使用，以使得在其中进行的反应具有所需的百分比转化率。归因于进行包含热敏感反应组分的连续气相，自由基反应中涉及的独特化学，化学工程领域的普通技术人员不会必然地将绝热管式反应器认为是在其中进行所述反应的良好候选者。
例如，用于生产氯化或氟化丙烯的方法可能典型地导致比常规卤化方法更大量的反应副产物形成。换言之，在常规自由基卤化反应中，促进回混或再循环的反应器，如通过喷射搅拌反应器提供的，被典型地认为提高反应器的生产率，而不带有同时发生的副产物形成的增加[Liu等，化学工程学(ChemicalEngineeringScience)59(2004)5167-5176]。在本方法中，这种回混或再循环将导致不可接受量的副产物的形成。
大量副产物的形成，反过来，不仅可以有害地影响处理能力和转化率，而且同样因为其他原因而是有问题的，至少其中大量副产物的形成可以引起反应器结垢。反应器结垢可以有效地降低可用于所需反应发生的反应器容积。经由对于结垢的反应器所必须的清洁，也可能将不适宜的时间或成本代价添加至该方法，所述的结垢达到商业可接受的生产量不在可能的程度。因为在常规气相自由基卤化反应中副产物的形成通常不是问题，本领域普通技术人员不能预期用于通过减少或消除回混或再循环从而减少这些副产物的解决方案可以适用于本文所描述的氯化和/或氟化反应。
本发明的用于生产氯化和/或氟化丙烯或高级烯烃的改进的反应器至少通过最小化或消除反应器中出现的回混和/或再循环的量，从而最小化副产物的形成。在常规气相、自由基卤化方法中，回混和/或再循环不是有害的，并且甚至可能是需要的，因为限制性试剂经历100％转化率。相反，在本发明的反应器中进行的方法中，限制性试剂的转化率可以低于80％或低于40％，或甚至低于20％。显著增加这些反应的转化率通常不是所希望的，因为这可以导致副产物的形成增加而不是所需的最终产物的形成增加。甚至在限制性试剂的这些低转化率下，并且当用于进行对副产物的形成敏感的反应时，本发明的反应器可以对所需产物提供至少约70％，或约75％，或约80％，或甚至约85％以上的选择性。
促进减少回混和/或再循环区以减少在进入所述反应器之前或离开所述反应器时可能出现的任何回混过程中副产物的形成的设计的一个实例包括：使用不带有混合器和/或收集器的反应器，或适宜地用于使回混最小化的任何混合器和/或收集器的重新设计。即，很多管式反应器可以配置有与其流体连通的混合器和/或收集器，其中将所述反应物提供至反应器，或从其中分配反应器流出物，根据具体情况而定。在这些常规混合器/收集器中，和/或相对于反应器常规地安放的混合器/收集器中，可能典型地出现回混。在图1中示出了其中可能出现回混的常规混合器的一个实例。
更具体地，如图1中所示的混合器100是包括入口102和104和导管106的常规T型混合器。图1还显示了反应器108及其与混合器100的关系。在操作中，入口102和104将流体地连通至进料源(未显示)并分别将例如反应物和/或稀释剂的进料流110和112提供至并通过导管106。导管106又与反应器108流体连通。
如所示，进料流110在导管106内与进料流112接触。归因于由入口102和入口104的垂直关系建立的流体动力学，典型地出现进料流110和进料流112的次优混合。在横过混合器100的线A-A处所取的截面114显示了由这种次优混合可能典型地产生的进料流110与进料流112之间的关系。
此外，并且归因于混合器导管106和反应器108的直径之间的不一致，预期组合进料流110和112当进入反应器108时以通常圆锥模式扇形展开，从而产生死空间116和118，在所述死空间内可能出现不适宜的回混或再循环。为了减少死空间116和118中可能出现的反应，在包含这种常规混合器的反应器中进行的很多常规方法/反应依赖于不适宜的反应不出现或以较低程度出现的降低的入口温度。降低的入口温度又要求增加的反应体积，这在很多应用中可能是不适宜的。
为了减少或消除任何这种回混或再循环，本发明的反应器可以在没有常规混合器和/或收集器的情况下设置，以使得将反应物基本上直接进料至反应器中，和/或使反应器流出物从反应器通过直接进入液体骤冷区。或者，可以将反应器和任何混合器和/或收集器的直径/形状配置为基本上相同，以使得在由反应器和收集器之间的不同几何形状产生的死空间中不产生回混或再循环区域。任何这种混合器/收集器还将适宜地被放置在与反应器相同的纵轴处，以使得反应物和反应器流出物在基本上平行于纵轴的方向上流动。
减少的回混或再循环也可以通过提供具有使所述回混或再循环最小化的混合器设计的反应器而提供。这种设计的一个实例在图2中给出。如所示，混合器200通常具有壳管构造，即，混合器200包括流体地连通至管206的入口202。入口202将进料流210从进料源(未显示)提供至反应器208。混合器200还包括入口204，它流体地连通至壳216。入口204将进料流212从进料源(未显示)穿过它提供至反应器208。作为这种构造的结果，与通过图1中所示的常规混合器100提供的混合比较，进料流210和212更均匀地并且最优化地混合，如通过在界面218处所取的截面214所进一步说明的。混合器200的设计基本上消除了在很多常规混合器中存在的死空间(如图1中所示的死空间116和118)，并且因此，基本上消除了在这些死空间中可能出现的回混。因此，可以对于该反应最优化反应器入口处的温度，而不是进行调节以使回混反应最小化。
在一些实施方案中，反应器可以另外包括一个或多个其他设计特征，以进一步使副产物的形成最小化，或减少或消除所形成的任何副产物的影响。更具体地，本文提供的反应器可以包括以下各项中的一项或多项：i)使至所述反应器的热传递和/或来自所述反应器的热传递最小化的设计；ii)使在反应组分与至少一个反应器管壁的至少一部分之间的边界处的反应组分的流动最优化的设计；iii)促进反应器流出物的温度降低至低于它则不出现副产物的显著形成的温度的设计，和/或iv)允许通过控制所述反应器流出物的温度调节在所述反应器中进行的方法的生产率的设计。可以以任意组合使用任何数量的本文所描述的反应器设计。
可以对本发明的反应器提供促进使至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化的设计，即，促进反应器基本上绝热地操作的能力的设计。如应用至本文所描述的管式反应器的术语“绝热地”意指任何反应器内显著的加热或冷却由其中进行的放热或吸热反应提供，带有很少的或没有从外部源提供的加热或冷却。
可以使用多种方法使至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化。采用任意层数的任意量的一种类型的或多种类型的组合的绝缘物将反应器绝缘只是使热传递最小化的一种示例性方法。例如，采用具有0.05W/M/℃的有效热传导率的绝缘物预期能保持在具有6ftID的反应器内试剂转化率接近于10％。近似具有该有效热传导率值的绝缘材料的实例包括但是不限于，羊毛、玻璃纤维棉、爪哇木棉(Kapok)、石棉、香脂棉(balsamwool)、纸板、软木板、白炭黑、刨花、轻木、粉刷石膏、硅藻土砖，或这些的组合。在这些实施方案中，可以使用多层绝缘物，并有每层具有相同的或不同的一种或多种功能。例如，本发明的反应器可以包括碳钢、砖或陶瓷的绝缘层以使腐蚀最小化，以及较少地异乎寻常和/或昂贵材料的绝缘层，例如玻璃棉，以提供热传递屏障。
也可以将反应器直径最优化，以使得至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化。在这些实施方案中，反应器直径可以适宜地为至少约0.5英尺，或至少约4英尺以上，以使得至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化。
通过常规管式反应器的增加的停留时间还可以导致不适宜的副产物的形成，并且通常可能由于在反应器管的内壁与在其中流过的反应混合物之间的界面处的速度梯度层而出现。该层中反应混合物的速度典型地小于主体速度下的反应混合物的速度。实际上，速度梯度层的速度在反应器壁处可以接近于零。归因该较低速度，该层中的反应物可以经历一个或多个较长的停留时间，在该停留时间过程中可能出现不希望的副反应。使任何这样的层最小化可以有助于最优化反应组分在反应器内的停留时间，并且从而，减少否则可能形成的副产物的形成。
并且因此，在本文提供的反应器的某些实施方案中，可以对一个或多个反应器提供使反应组分在速度梯度层内的流动最优化的设计。在一个实施方案中，这可以通过使该层的深度/厚度最小化实现，如可以通过在反应器的至少一部分内提供可以由至少约2100的雷诺数(Re)定义的湍流区实现。对于通常的圆形构造，至少约2100的雷诺数可以通过等式确定，其中分别地，G是质量流率(kg/s)，D是管内径(m)，并且μ是粘度(1/kg/m/s))。例如，对于甲基氯与全氯乙烯生产1，1，2，3-四氯丙烯的示例性反应，一个这种实施方案可以包括：提供穿过具有约6ft以下的内径的反应器的约3.6MM#/d的流率，这预期展现大于580，000的雷诺数。
对于其中反应器管不是通常的圆形的本发明的反应器的实施方案，雷诺数可以通过用水力直径Dh除以润湿周边w确定，所述水力直径又是流的横截面面积的4倍。在这些实施方案中，用于确定雷诺数的等式将为其中G是质量流率(kg/s)，μ是粘度(1/kg/m/s)并且其中A＝流的横截面面积并且w＝润湿周边。
还可以对本发明的反应器提供这样的设计：所述设计促进提供具有阻碍在与该反应器结合设置的任何收集器中，或当将反应流出物提供至下游处理时在至少一个反应器管内的反应区之前形成副产物的反应的温度的反应器流出物。这种温度将依赖于希望在反应器内发生的反应，并且预期的是本领域普通技术人员能够确定所述温度。例如，在生产1，1，2，3-四氯丙烯的示例性反应的情况下，流出物温度将适宜地为低于350℃，或低于270℃，以使得甲基氯与全氯乙烯基本上不反应以提供副产物如，例如，四氯丁烯、石墨和其他碳质沉积物和/或氯化氢。
反应器流出物的温度适宜地快速降低，即，在任何显著量的这些副产物有机会形成之前。一般而言，并且在生产1，1，2，3-四氯丙烯的示例性反应的情况下，反应器流出物的温度适宜地在低于约5秒内，或甚至低于约1秒内被冷却至低于350℃或低于约270℃。换言之，反应器流出物将适宜地以至少约20℃/秒，或50℃/秒，或甚至约100℃/秒的速率被冷却。
所需的温度可以使用以所需的速率这样进行的任何适宜的方法获得，并且在一些实施方案中可以经由液体骤冷完成。在这些实施方案中，骤冷功能可以通过任何适宜的方法进行，如，例如，经由至少一个喷嘴、喷雾嘴或堰(weir)喷嘴施加温度调节流体。
在骤冷功能中采用的温度调节流体可以是能够在所需的时间量内提供所需温度的任何合适的流体。有益地，温度调节流体可以是反应组分，以使得不将需要之后分离并且从而增加方法成本的其他组分加入至该方法中。在一些实施方案中，可以采用再循环的反应产物以进行骤冷功能，并且可以在被如此使用之前提纯，例如经由过滤而提纯，或可以以未提纯的形式使用。
在一些实施方案中，本文提供的反应器可以包括这样的设计：所述设计允许通过控制反应器流出物的温度调节生产率。本领域普通技术人员已知这样做的很多方法，并且这些中的任意一种可以在本发明的反应器中采用。一种示例性方法包括对反应器提供这样的设计：所述设计允许一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或一种或多种稀释剂的流率和/或温度的单独调节。可以通过对需要调节的反应组分设置分开的入口，并且进一步对每个入口设置调节阀，提供单独的流率调节。并且，单独的温度调节可以通过提供对于需要控制或调节的每个反应组分提供温度控制的分开方法而提供。例如，可以对需要单独的温度调节的每种反应组分设置单独的预热器。
对一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或一种或多种稀释剂提供的流率和/或温度将依赖于所进行的特定反应，以及期望获得的生产率。那么一般而言，对于甲基氯与全氯乙烯以约12至约47KTA(千吨/年)的生产率生产例如1，1，2，3-四氯丙烯的示例性反应，分别为约1.5至约2.0MM#/d(百万磅/天)和约2.0至约2.7MM#/d的甲基氯和全氯乙烯的流率预期是适宜的。如果在该方法中适宜地使用引发剂，如包含氯的引发剂，所述引发剂的流率可以是约0.20至约0.25MM#/d。对于该特定反应的反应物，为获得这样的生产率合适的温度为：对于甲基氯约350℃至约500℃(优选400℃至450℃)，对于全氯乙烯约250至400°(优选)300℃至约375℃，并且如果采用引发剂，对于四氯化碳约300℃至约325℃。
可以有益地在用于在连续气相，自由基方法中使用的反应器中采用一个或多个改进的设计原理，并且预期使反应器内副产物的生产，包括分解产物的生成最小化。例如，可以是采用这些设计原理中的任意两个，可以是采用这些设计原理中的任意三个，可以是采用这些设计原理中的任意四个，或者可以是采用全部五个设计原理。无论反应器包含一个、两个、三个、四个或全部五个设计原理，在反应器内进行的反应的百分比转化率可以被保持在所需的范围内，例如，百分比转化率可以与所需的转化率不同低于约2％，或甚至低于约1％，以使得可见所需的百分比选择性。
因此，本发明的反应器特别良好地适合于进行这些反应：对于所述反应，百分比转化率的增加可能典型地显示出反应副产物的生产增加，并且从而，百分比选择性减少。这些反应可能还典型地包含：至少一种限制性反应物，所述限制性反应物具有远未达到用尽的所需的转化率，例如，低于80％，或低于40％，或甚至低于20％的转化率。换言之，在至少约5％，或至少约10％，或至少约15％，或甚至至少约20％的限制性试剂转化率下，对所需的产物的选择性可以高达约70％，或约75％，或约80％，或甚至约85％以上。有益地，副产物的减少的生成还可以减少反应器管壁的结垢，从而保持反应器能力，并且从而保持反应产率。
在本发明的反应器中可以有益地进行的连续、气相、自由基方法的一个实例包括用于生产包含约三至约六个碳原子的氯化和/或氟化烯烃的方法，尤其是采用包含氯的催化剂/引发剂的那些。这些催化剂可以是热敏感的并且可以降解或否则不适宜地反应从而导致反应器结垢。此外，在甲基氯与全氯乙烯生产1，1，2，3-四氯丙烯的示例性反应中，反应产物自身不仅是热不稳定的，而且，倾向于与反应物和反应副产物进一步反应以形成其他副产物。
更具体地，1，1，2，3-四氯丙烯在370℃可与甲基氯和全氯乙烯反应，在400℃-500℃热力学不稳定，并且在用于其生成的常规反应条件即在约500℃至约750℃的温度尤其不稳定。相继发生的不适宜的反应和/或分解导致高浓度的杂质，并且最终在这些更高的温度的热结焦。对于连续进料的工业反应器，众所周知结焦引起反应器生产能力随时间的进一步损失，并且通常需要停止反应器用于清洗和维护。虽然本发明不如此限制，但是生产1，1，2，3-四氯丙烯的反应，以及包含具有相似的热敏感性的反应物、产物、稀释剂或副产物的其他类似的反应，是可以从本文公开的原理的应用中发现特别优点的那些的实例。
在本发明的反应器中进行的方法在限制性试剂至少5％或至少约10％，或至少约15％，或甚至至少约20％的转化率的情况下可以提供最小化的副产物和/或分解产物生成，同时保持对所需的产物的选择性高达约70％，或约75％，或约80％，或甚至约85％以上。例如在由甲基氯和全氯乙烯生产1，1，2，3-四氯丙烯的情况下，限制性试剂全氯乙烯当转化至少5％时预期以90％选择性转化为所需的产物。并且因此，本发明的反应器在用于生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的连续方法中的使用可以提供明显的时间和成本节约。
通过本发明的反应器提供的效率可以通过将其中生产的氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃提供至更下游的方法而杠杆化。例如，可以加工使用所描述的反应器生产的1，1，2，3-四氯丙烯以提供更下游的产物，包括氢氟烯烃，例如，2，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234yf)或1，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234ze)。因此本文还提供用于生产氢氟烯烃，2，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234yf)或1，3，3，3-四氟丙-1-烯(HFO-1234ze)的改进方法。
氯化和/或氟化丙烯以及高级烯烃提供氢氟烯烃的转化可大致包括单个反应或两个以上的反应，所述反应包括：式C(X)mCCl(Y)n(C)(X)m的化合物向至少一种式CF3CF＝CHZ的化合物的转化，其中X、Y和Z各自独立地为H、F、Cl、I或Br，每个m独立地是1、2或3，并且n是0或1。更具体的实例可包括多步骤方法，其中1，1，2，3-四氯丙烯的加料在催化的气相反应中被氟化以形成化合物如2-氯-3，3，3-三-氟丙烯。2-氯-2，3，3，3-四氟丙烷随后通过催化气相反应被脱氯化氢形成2，3，3，3-四氟丙烯。
以下实施例为了举例说明本发明而给出；但是这些实施例无意于以任何方式限制本发明。本领域技术人员认识到将落入本发明范围内的对这些实施例的各种置换和和改变。
实施例1(比较)
将1”ID哈斯特洛伊合金(Hastelloy)反应器加热至约450℃至约480℃。分别建立约50ml/hr至约150ml/hr和约180ml/hr至约123ml/hr液体流量的甲基氯和全氯乙烯流，以获得约10秒至约23秒的停留时间。
在进料至反应器中之前，将液体进料在1/2”管线中混合之前，将它们在进料管线中分别蒸发并预热以获得与反应器温度相同的温度。将反应器压力设定在14.7psia。在1/2”进料管线之后，将1”反应器的前段(常规混合区)以2英寸的深度用拉西(Rashig)环填充，以提供至少近似的活塞流和适当的混合。
在约三小时内，测量约600℃热点并且在混合区中形成石墨，从而阻塞反应器。看来在常规混合区域(1/2”混合器进入填充有拉西环的1”流动调直区之处)中产生的温度和回混或再循环流动剖面引起不想要的反应从而产生沉积在该区内的副产物。
该实施例因此显示反应器中回混或再循环的存在产生对所需的产物非常低的选择性和接近于零的反应器生产率，这使得该方法不经济。
实施例2
对于该实施例，在反应器中，全氯乙烯与甲基氯在引发剂四氯化碳的存在下反应以提供1，1，2，3-四氯丙烯，所述反应器包含以下两个设计：允许通过控制反应器流出物的温度调节生产率的设计，以及促进在进入至绝热活塞流反应器中之前回混减少的设计。更具体地，该反应器包含具有图2中所示设计的混合器，以及用于全氯乙烯和甲基氯的分开的蒸发器。
全氯乙烯将在约325℃的温度并以约2.65MM#/天的进料速率被引入至6英尺内径管式反应器中。甲基氯将被以2.01MM#/天的速率以及430℃的温度进料，同时四氯化碳将被以0.25MM#/天的进料速率并且在325℃的温度提供至反应器。因为将全氯乙烯设定在比甲基氯流的温度低的温度，所以反应流体在383℃的温度进入反应器并将反应器的压力保持在260psig。归因于反应物之间的温差以及混合器设计，在混合器内的副产物生成最小。绝热温升预期为27℃以获得约10％的全氯乙烯转化率以及约90％的对于1，1，2，3-四氯丙烯的选择性，给出376gr/l/hr的反应器生产率。预期由该实施例获得的温度相对于反应器长度的数据在图3中给出。
实施例3
对于该实施例，在反应器中，全氯乙烯与甲基氯在引发剂四氯化碳的存在下反应生产1，1，2，3-四氯丙烯，所述反应器包含以下两个设计：允许通过控制反应器流出物的温度调节生产率的设计，以及促进在进入至绝热活塞流反应器中之前回混和/或再循环减少的设计。更具体地，所采用的反应器包含具有图2中所示设计的混合器，以及，用于全氯乙烯/四氯化碳和甲基氯的分开的蒸发器。
将甲基氯、全氯乙烯和四氯化碳分别以3500-4500SCCM，1400-17000SCCM，以及700-980SCCM的速率进料至2”ID因科镍合金(Inconel)600反应器，以在260psig获得约30-40秒停留时间。
反应器配备有图2中所示的混合器。将甲基氯流预热至约340℃至约370℃，同时将全氯乙烯/四氯化碳流预热至约310℃至约360℃。约405℃至约415℃的反应器温度产生约7.2％至约9.6％的全氯乙烯转化率以及约87％至约90％的1，1，2，3-四氯丙烯选择性。发现反应器生产率为80-120gr/hr/l。在约7天的连续操作之后，将反应器停止并检查。发现反应区具有碳沉积物的轻微被覆层。
实施例4
使用具有将至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化的设计的反应器并且根据实施例2和3，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。在与实施例2中所描述的反应器总容积类似的反应器总容积的情况下，表1显示具有0.05W/M/℃的有效热传导率的至少10cm绝缘物预期将具有6ftID的反应器中的试剂转化率保持为接近于10％。
表1还显示去除绝缘物，留下因科镍合金的反应器金属壁产生20W/M/℃的有效热传导率，并且如果使用相同的反应器长度，这预期使转化率或生产率下降大于50％。保持相同的反应器容积和绝缘物厚度，将反应器直径降低至1ft同样导致反应器生产率约10％的下降。将绝缘物厚度增加为150％预期恢复生产率5％。
表1.
反应器ID(ft) 6 6 1 1
％Perc转化率 9.8 4.4 9.0 9.54
绝缘厚度(cm) 10.2 0 10.2 25.4
有效热传导率(W/M/℃) 0.05 20 0.05 0.05
实施例5
如表2中所示使用具有使至反应器的热传递和/或来自反应器的热传递最小化的设计的反应器并且根据实施例2和3，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。在表2中以及余下的表中，“Conv”意指转化率，并且“Sel”意指选择性。
表2
实施例6
使用具有最优化速度梯度层内反应组分的流动的设计的反应器并且根据实施例2，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。如表3中所示，在与实施例2中所使用的类似的反应器容积和其他操作条件的情况下，即使在低100X生产率，也必须使用大反应器内径以保持雷诺数低于2100并获得层流条件。这种大直径反应器及其相关的混合器预期需要更高的成本制造。此外，在层流区操作的反应器中的速度剖面的明显变化的存在预期导致比在湍流区操作的那些低得多的选择性[R.Bird等，“输运现象(TransportPhenomena)”，J.Wiley1960]。
表3
实施例7
使用如表4中所示具有将在速度梯度层内反应组分的流动最优化的设计的反应器，并且根据实施例2，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。
表4
实施例8
使用根据实施例3的反应器和操作条件，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。
实施例8A(比较)在0.5英寸ID冷却盘管中在低于约80℃的温度冷凝之前，在约低于10秒的停留时间，反应器流出物处于约410℃至约420℃的温度并且冷却至约270℃至约350℃的温度。在低约3.8％至约5.0％的全氯乙烯转化率下的一周运行时间之后，反应器在冷却区严重结垢，并且冷凝盘管由于堵塞而停止运行。
实施例8B将冷却区和冷凝盘管替换为液体喷雾骤冷室得到以两倍的限制性试剂转化率下大于两周的运行时间。打开反应器显示在喷雾骤冷室内无结垢。这显示大于15℃/s的迅速骤冷使产物骤冷区中的结垢最小化。
实施例9
使用如表5中所示的具有促进对反应器流出物提供阻碍形成副产物的反应的温度的设计的反应器并且同样根据实施例3，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。
表5
实施例10
使用具有给定容积以及允许通过控制反应器流出物的温度调节生产率的设计的反应器并且同样根据实施例2，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。下面的表6显示虽然生产率可以预期通过调节出口反应器温度独立地调节，但是在较高的温度对于产物的选择性倾向于下降。实际上，在高于500℃的温度，预期选择性将如此地低以至于生产率开始下降。因此，适宜的是在低于450℃操作以保持选择性高于约70％，从而提供低原材料成本。表6还显示在低于450℃出口反应器温度，也可以调节甲基氯(R1)和全氯乙烯(R2)流率以及它们相应的温度以获得所需的生产率，同时保持对所需的产物的高选择性。这也通过图4显示。
表6
实施例11
使用具有给定容积以及允许通过控制反应器流出物的温度调节生产率的设计的反应器并且同样根据实施例2，制备具有式CH2-c-gClcFg＝CH1-d-hCldFh-CH3-e-fCleFf的氯化和/或氟化丙烯，其中c是0-2，d是0-1，e是0-3，f是0-3，并且g是0-2，同时c+g≤2，d+h≤1，并且e+f≤3。对于实施例7A至7C，反应物1(R1)是CH4-a-bClaFb，并且反应物2(R2)为氯氟乙烯。
表7
实施例12
通过本领域中已知的数种方法中的任一种，由根据实施例1-4制备的氯化和/或氟化丙烯制备氢氟烯烃。例如，可以根据WO2008054781A1中描述的方法使用HF用铬/钴基催化剂进行1，1，2，3-四氯丙烯至HFO-1234yf的转化。WO2009003084描述也是适宜的多步方法，其中将1，1，2，3四氯丙烯的进料在液相中在不使用催化剂的情况下氟化，之后通过催化的气相反应形成2-3，3，3-四氟丙烯(HFO1234yf)。US20090030244A1描述了使用1，1，2，3-四氯丙烯使用催化方法用HF，用HCFC-1233xf作为中间体生产HFO-1234yf，并且也可以使用该方法。最后，US20090099396A1描述了1，1，2，3-四氯丙烯用HV用HFC-245eb作为中间体的适宜液相催化反应，之后是气相反应。由此这些专利文献的每一个对于任何以及所有目的通过引用以其全部内容结合在此。
尽管本文已经说明和描述了本发明的仅某些特点，但是本领域技术人员能够想到许多改变和变化。因此，应当理解，后附权利要求意在涵盖落入本发明真实精神内的所有这些改变和变化。

Claims (15)

1.一种设备，所述设备包括：与反应器和一种或多种反应物的源流体连通的混合器；绝热活塞流反应器；收集器，所述收集器与所述反应器流体连通、可操作地配置为从所述反应器收集反应器流出物并且以至少约20℃/秒的速率冷却所述反应器流出物，其中所述混合器的反应物通过其流动的直径和形状与所述反应器的直径和形状基本上相同，所述收集器的形状和/或直径与所述反应器相同，并且所述反应器基本上由下列i)和/或ii)中的一项或多项以及在所述反应器的至少一部分内的湍流区构成，所述湍流区由至少约2100的雷诺数定义：i)绝缘物；ii)一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或稀释剂的单独的温度和流动控制器。
2.根据权利要求1所述的设备，其中所述收集器的直径与所述反应器相同。
3.根据权利要求1所述的设备，其中所述反应器包括入口温度控制器。
4.根据权利要求1所述的设备，其中所述绝缘物以具有0.5W/M/℃的有效总热传导率和至少8cm的厚度的多层形式提供。
5.根据权利要求1所述的设备，其中所述反应器的直径为至少约0.5英尺。
6.根据权利要求1所述的设备，其中所述出口温度控制器包括液体液体骤冷功能。
7.根据权利要求1所述的设备，其中可以独立地调节引发剂的流率和/或温度。
8.根据权利要求10所述的设备，其中所述反应器的直径为至少约4英尺。
9.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括绝缘物。
10.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括绝缘物和出口温度控制器。
11.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括绝缘物以及一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或稀释剂的单独的温度和流动控制器。
12.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括出口温度控制器。
13.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括出口温度控制器以及一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或稀释剂的单独的温度和流动控制器。
14.根据权利要求1所述的设备，所述设备包括绝缘物、出口温度控制器以及一种或多种反应物、一种或多种引发剂和/或稀释剂的单独的温度和流动控制器。
15.根据权利要求1所述的设备，其中所述混合器包括直径大于所述反应器的头部区域。
CN201610086260.4A 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法 Expired - Fee Related CN105664811B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US25002309P 2009-10-09 2009-10-09
US61/250,023 2009-10-09
CN201080044964.6A CN102665890B (zh) 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法

Related Parent Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201080044964.6A Division CN102665890B (zh) 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN105664811A true CN105664811A (zh) 2016-06-15
CN105664811B CN105664811B (zh) 2018-10-09

Family

ID=43664358

Family Applications (2)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201080044964.6A Expired - Fee Related CN102665890B (zh) 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法
CN201610086260.4A Expired - Fee Related CN105664811B (zh) 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法

Family Applications Before (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201080044964.6A Expired - Fee Related CN102665890B (zh) 2009-10-09 2010-10-08 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法

Country Status (7)

Country Link
US (2) US20110087056A1 (zh)
EP (1) EP2485833A2 (zh)
JP (2) JP5947214B2 (zh)
KR (1) KR20120093202A (zh)
CN (2) CN102665890B (zh)
BR (1) BR112012007913A2 (zh)
WO (1) WO2011044522A2 (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN110746265A (zh) * 2019-10-09 2020-02-04 浙江大学 一种液相法管道化连续化生产氟化烷烃的方法
CN112262117A (zh) * 2018-06-12 2021-01-22 阿科玛法国公司 生产2-氯-3,3,3-三氟丙烯的方法以及实施其的设备

Families Citing this family (34)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9382502B2 (en) 2009-10-12 2016-07-05 Elevance Renewable Sciences, Inc. Methods of refining and producing isomerized fatty acid esters and fatty acids from natural oil feedstocks
BR112012008608B8 (pt) 2009-10-12 2022-06-14 Elevance Renewable Sciences Método de refinação de óleo natural
US9365487B2 (en) 2009-10-12 2016-06-14 Elevance Renewable Sciences, Inc. Methods of refining and producing dibasic esters and acids from natural oil feedstocks
US9051519B2 (en) 2009-10-12 2015-06-09 Elevance Renewable Sciences, Inc. Diene-selective hydrogenation of metathesis derived olefins and unsaturated esters
CN103717559A (zh) 2011-08-07 2014-04-09 陶氏环球技术有限责任公司 生产氯化的丙烯的方法
JP6166261B2 (ja) 2011-08-07 2017-07-19 ブルー キューブ アイピー エルエルシー 塩素化プロペンの製造方法
WO2013055894A1 (en) 2011-10-14 2013-04-18 Selma Bektesevic Process for producing 2,3,3,3-tetrafluoropropene
CA2856545A1 (en) 2011-12-02 2013-06-06 Dow Global Technologies Llc Process for the production of chlorinated alkanes
WO2013096706A1 (en) 2011-12-23 2013-06-27 Dow Global Technologies, Llc Process for the production of alkenes and/or aromatic compounds
US9150841B2 (en) * 2012-06-29 2015-10-06 Shire Human Genetic Therapies, Inc. Cells for producing recombinant iduronate-2-sulfatase
EP2897932A1 (en) 2012-09-20 2015-07-29 Dow Global Technologies LLC Process for the production of chlorinated propenes
WO2014046970A1 (en) 2012-09-20 2014-03-27 Dow Global Technologies, Llc Process for the production of chlorinated propenes
EP2900364B1 (en) 2012-09-30 2018-06-13 Blue Cube IP LLC Weir quench and processes incorporating the same
CA2887559A1 (en) 2012-10-26 2014-05-01 Dow Global Technologies Llc Mixer and reactor and process incorporating the same
CA2893841C (en) 2012-12-18 2018-07-24 Dow Global Technologies Llc Process for the production of chlorinated propenes
JP6251286B2 (ja) 2012-12-19 2017-12-20 ブルー キューブ アイピー エルエルシー 塩素化プロペン生成のための方法
JP5933429B2 (ja) * 2012-12-28 2016-06-08 株式会社堀場エステック 流体混合素子
US8889930B2 (en) 2013-01-22 2014-11-18 Axiall Ohio, Inc. Process for producing chlorinated hydrocarbons
US9289758B2 (en) 2013-01-22 2016-03-22 Axiall Ohio, Inc. Processes for producing chlorinated hydrocarbons and methods for recovering polyvalent antimony catalysts therefrom
WO2014134233A2 (en) 2013-02-27 2014-09-04 Dow Global Technologies Llc Process for the production of chlorinated propenes
CN105026348A (zh) 2013-03-09 2015-11-04 蓝立方知识产权有限责任公司 用于生产氯化烷烃的方法
US9353029B2 (en) 2013-03-14 2016-05-31 Honeywell International, Inc. Fluorination process and reactor
US9139497B2 (en) 2013-10-23 2015-09-22 Axiall Ohio, Inc. Process for producing chlorinated hydrocarbons in the presence of a polyvalent bismuth compound
US10076739B1 (en) * 2014-07-22 2018-09-18 Precision Combustion, Inc. Chemical reactor for use with overly reactive chemicals
JP6193440B2 (ja) * 2016-05-02 2017-09-06 株式会社堀場エステック 流体混合素子
US10870613B2 (en) * 2016-11-29 2020-12-22 Srf Limited Process for the preparation of 2,3,3,3-tetrafluoropropene
CN107918277A (zh) * 2017-11-13 2018-04-17 浙江大学 一种基于自适应控制网格的活塞流管式反应器最优控制系统
FR3082200B1 (fr) * 2018-06-12 2020-08-28 Arkema France Procede de production de 2,3,3,3-tetrafluoropropene et reacteur pour la mise en oeuvre de celui-ci.
FR3082201A1 (fr) 2018-06-12 2019-12-13 Arkema France Procede de production de 2,3,3,3-tetrafluoropropene, reacteur et installation pour la mise en oeuvre de celui-ci.
FR3082203B1 (fr) 2018-06-12 2020-08-14 Arkema France Procede de production de 2,3,3,3-tetrafluoropropene et installation pour la mise en oeuvre de celui-ci.
FR3098127B1 (fr) 2018-06-12 2022-10-21 Arkema France Procédé de production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène et réacteur pour la mise en œuvre de celui-ci
FR3082202B1 (fr) 2018-06-12 2020-08-28 Arkema France Procede de production de 2,3,3,3-tetrafluoropropene et installation pour la mise en oeuvre de celui-ci.
FR3098216B1 (fr) 2020-07-03 2023-01-13 Arkema France Procédé de production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène et installation pour la mise en œuvre de celui-ci
CN115106019B (zh) * 2022-06-23 2023-07-14 天津大学 平推流反应器和平推流反应器实验系统

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4100142A (en) * 1972-09-13 1978-07-11 Fiber Industries, Inc. Polyester process and product
CN1188466A (zh) * 1995-05-24 1998-07-22 陶氏化学公司 烯丙基氯的制备方法及用于该法的反应器
CN1458914A (zh) * 2000-09-28 2003-11-26 戴维加工技术有限公司 费－托法
US20090163694A1 (en) * 2007-12-21 2009-06-25 Michael Gann Process for the continuous production of high efficient aqueous amino formaldehyde resin solutions

Family Cites Families (128)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2630461A (en) * 1953-03-03 Production of acetylene by incom
US2119484A (en) * 1935-05-06 1938-05-31 Du Pont Chlorination of propylene dichloride
US2179378A (en) * 1936-07-18 1939-11-07 Air Reduction Production of acetylene
US2207193A (en) * 1937-09-14 1940-07-09 Shell Dev Production of allyl type halides
US2299441A (en) * 1939-09-02 1942-10-20 Shell Dev Catalytic halo-substitution of saturated organic compounds
US2302228A (en) * 1940-04-02 1942-11-17 Du Pont Method of chlorination with sulphuryl chloride and production of monochloro-trimethyl acetic acid
US2370342A (en) * 1940-04-30 1945-02-27 Tide Water Associated Oil Comp Halogenation
US2378859A (en) * 1941-08-08 1945-06-19 Distillers Co Yeast Ltd Splitting-off of hydrogen halide from halogenated hydrocarbons
US2449286A (en) * 1945-07-16 1948-09-14 Shell Dev Production of 1, 3-dihalopropylenes
US2435983A (en) * 1945-12-01 1948-02-17 Universal Oil Prod Co Production of liquid hydrocarbons
US2588867A (en) * 1948-10-25 1952-03-11 Dow Chemical Co Pyrolytic production of chlorohydrocarbons
US2688592A (en) * 1950-10-21 1954-09-07 Diamond Alkali Co Photochemical process for preparing carbon tetrachloride
US2762611A (en) * 1952-02-28 1956-09-11 Pfaudler Co Inc Tubular heat exchangers
US2765359A (en) * 1953-02-10 1956-10-02 Hydrocarbon Research Inc Production of acetylene
US3000980A (en) * 1958-04-07 1961-09-19 Dow Chemical Co Preparation of alkyl bromides
US2973393A (en) * 1958-10-02 1961-02-28 Dow Chemical Co Chlorination of acetylenes
US2964579A (en) * 1958-10-09 1960-12-13 Houdry Process Corp Selective hydrogenation of diolefins with copper chromite catalyst
US3094567A (en) * 1960-02-25 1963-06-18 Monsanto Chemicals Chlorination of propynes
US3112988A (en) * 1960-02-26 1963-12-03 Sheil Oil Company Mixing gases at supersonic velocity
US3819731A (en) * 1960-03-23 1974-06-25 Stauffer Chemical Co Production of chlorinated unsaturated hydrocarbons
BE622939A (zh) * 1961-09-28
US3446859A (en) * 1962-06-11 1969-05-27 Hooker Chemical Corp Vapor phase condensation process
US3502734A (en) * 1966-05-11 1970-03-24 Du Pont Process for partially chlorinating methyl chloride and/or methylene chloride
US3444263A (en) * 1966-11-09 1969-05-13 Gulf Research Development Co Method for converting ethylene to alpha olefins in the presence of an organic sulfide
CH526333A (de) * 1967-05-19 1972-08-15 Bayer Ag Verfahren und Vorrichtung zur Durchführung von Reaktionen zwischen Gasen
DE1904426C3 (de) * 1969-01-30 1974-02-28 Farbwerke Hoechst Ag, Vormals Meister Lucius & Bruening, 6000 Frankfurt Verfahren zur Herstellung von Tetrachlorkohlenstoff aus Benzol und Chlor
US3558438A (en) * 1968-10-30 1971-01-26 Du Pont Distillation process and apparatus
US3551512A (en) * 1968-11-01 1970-12-29 Diamond Shamrock Corp Pressure process for preparing acetylene
US4513154A (en) * 1971-07-30 1985-04-23 Allied Corporation Process for consecutive competitive gas phase reaction
CA990738A (en) * 1971-07-30 1976-06-08 Bruce E. Kurtz Isothermal chlorination of methane, ethane and other compounds in a porous tube reactor
US3823195A (en) * 1971-12-27 1974-07-09 Monsanto Co Preparation of 1,1,2,3-tetrachloropropene from 1,2,3-trichloropropane
US3926758A (en) * 1971-12-27 1975-12-16 Monsanto Co Preparation of 1,1,2,3-tetrachloropropene from 2,3-trichloropropane
DE2257005A1 (de) * 1972-11-21 1974-05-22 Merck Patent Gmbh Loesungsmittel fuer die kernresonanzspektroskopie
NL7313098A (zh) * 1973-09-22 1974-03-25
US3872664A (en) * 1973-10-15 1975-03-25 United Aircraft Corp Swirl combustor with vortex burning and mixing
US3914167A (en) * 1974-08-26 1975-10-21 Dow Chemical Co Process for making cis-1,3-dichloropropene
US4051182A (en) * 1976-04-12 1977-09-27 Stauffer Chemical Company Process for the manufacture of α-chloropropionyl chloride
US4038372A (en) * 1976-05-05 1977-07-26 The United States Of America As Represented By The Secretary Of The Navy Process for manufacturing chloramine
US4319062A (en) * 1976-08-02 1982-03-09 The Dow Chemical Company Allyl chloride process
US4650914A (en) * 1983-07-06 1987-03-17 Monsanto Company Process for producing 1,1,2,3-tetrachloropropene
US4535194A (en) * 1983-07-06 1985-08-13 Monsanto Co. Process for producing 1,1,2,3-tetrachloropropene
DE3415337A1 (de) * 1983-08-25 1985-03-14 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur herstellung von 3,3-dichlor-2-methyl-propen
DE3415334A1 (de) * 1983-08-25 1985-03-14 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur herstellung von 1,1,2-trichlor-2-methyl-propan
DE3415336A1 (de) * 1984-04-25 1985-10-31 Chemische Werke Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur herstellung von 1,2,3-trichlor-2-methyl-propan
FR2569182B1 (fr) * 1984-08-20 1986-12-05 Solvay Procede pour effectuer des reactions de chloration substitutive de composes organiques au moyen de chlore moleculaire en presence d'un produit chlore servant d'initiateur radicalaire et initiateurs radicalaires utilises dans un tel procede
DE3432720A1 (de) * 1984-09-06 1986-03-06 Hüls AG, 4370 Marl Verfahren zur herstellung von 1,2,3-trichlorpropan
US4614572A (en) * 1985-07-08 1986-09-30 The Dow Chemical Company Liquid phase chlorination of chlorinated methanes
EP0213329B1 (de) * 1985-07-30 1991-10-02 Hartmut Wolf Zerstäubungsvorrichtung
US4644907A (en) * 1985-11-29 1987-02-24 Hunter Edward H Boiler tubes of enhanced efficiency and method of producing same
US4727181A (en) * 1986-04-21 1988-02-23 The Dow Chemical Company Process for the preparation of α-halocinnamate esters
GB8708618D0 (en) * 1987-04-10 1987-05-13 Ici Plc Production process
GB8721964D0 (en) * 1987-09-18 1987-10-28 Shell Int Research Multitube reactor
JPH01290639A (ja) * 1988-05-17 1989-11-22 Daikin Ind Ltd １，１，１−トリフルオロ−２，２−ジクロロエタンの製造法
US5171899A (en) * 1988-05-17 1992-12-15 Daikin Industries Ltd. Process for production of 1,1,1-trifluoro-2,2-dichloroethane
US4999102A (en) * 1988-12-16 1991-03-12 The Amalgamated Sugar Company Liquid transfer manifold system for maintaining plug flow
US5254771A (en) * 1989-07-14 1993-10-19 Hoechst Aktiengesellschaft Process for the preparation of 1,1,1-trifluoro-2-2-dichloroethane under elevated pressure
US5057634A (en) * 1989-12-19 1991-10-15 E. I. Du Pont De Nemours And Company Multistep synthesis of hexafluoropropylene
US5178844A (en) * 1990-04-03 1993-01-12 Phillips Petroleum Company Method and apparatus for producing nitride products
JP2510932Y2 (ja) * 1990-11-09 1996-09-18 川崎製鉄株式会社 微粉、超微粉製造装置
GB9105167D0 (en) * 1991-03-12 1991-04-24 Ici Plc Chemical process
JP2584913B2 (ja) 1991-07-15 1997-02-26 日本電信電話株式会社 マルチビーム制御方式
US5254788A (en) * 1991-09-10 1993-10-19 Stone And Webster Engineering Corporation Process for the production of olefins from light paraffins
US5262575A (en) * 1992-08-04 1993-11-16 The Dow Chemical Company Production of allylic chlorides
JP2813100B2 (ja) * 1992-10-23 1998-10-22 株式会社トクヤマ アリルクロライドの製造方法および製造装置
GB9315450D0 (en) * 1993-07-26 1993-09-08 Zeneca Ltd Chlorination process
US5414166A (en) * 1993-11-29 1995-05-09 Korea Institute Of Science And Technology Process for the preparation of 1,1,1-trifluoro-2,2-dichloroethane
DE4422815A1 (de) * 1994-06-29 1996-01-04 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Acetylen und Synthesegas
JPH08119885A (ja) * 1994-10-25 1996-05-14 Central Glass Co Ltd フッ素化炭化水素の製造方法
JP3769050B2 (ja) * 1995-07-07 2006-04-19 三井化学株式会社 フェノールの製造方法
US5616819A (en) * 1995-08-28 1997-04-01 Laroche Industries Inc. Process for preparing fluorinated aliphatic compounds
DE19541266A1 (de) * 1995-11-06 1997-05-07 Bayer Ag Verfahren und Vorrichtung zur Durchführung chemischer Reaktionen mittels eines Mikrostruktur-Lamellenmischers
JPH09194404A (ja) * 1996-01-17 1997-07-29 Central Glass Co Ltd １−クロロ−３，３，３−トリフルオロプロペンの製造法
US5689020A (en) * 1996-03-11 1997-11-18 Laroche Industries Inc. High temperature chlorination process for the preparation of polychloroolefins
US6111150A (en) * 1996-06-20 2000-08-29 Central Glass Company, Limited Method for producing 1,1,1,3,3,-pentafluoropropane
US6538167B1 (en) * 1996-10-02 2003-03-25 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for producing light olefins
US5986151A (en) * 1997-02-05 1999-11-16 Alliedsignal Inc. Fluorinated propenes from pentafluoropropane
US5811605A (en) * 1997-02-19 1998-09-22 Ppg Industries, Inc. Preparation of 1,2,3,3-tetrachloropropene
US6031141A (en) * 1997-08-25 2000-02-29 E. I. Du Pont De Nemours And Company Fluoroolefin manufacturing process
US6054057A (en) * 1997-09-26 2000-04-25 General Atomics Downflow hydrothermal treatment
US5895825A (en) * 1997-12-01 1999-04-20 Elf Atochem North America, Inc. Preparation of 1,1,1,3,3-pentafluoropropane
CN1143842C (zh) * 1997-12-18 2004-03-31 陶氏环球技术公司 在绝热反应器系统中制造二醇的方法
JP3518321B2 (ja) * 1998-03-23 2004-04-12 ダイキン工業株式会社 １，１，１，３，３−ペンタフルオロプロパンの製造方法
US6187976B1 (en) * 1998-04-09 2001-02-13 Alliedsignal Inc. Process for the preparation of fluorine containing hydrohalocarbons
ATE220657T1 (de) * 1998-11-04 2002-08-15 Rohm & Haas Verfahren zum herstellen mit grosser ausbeute von methylmethacrylat oder methacrylsäure
US6273180B1 (en) * 1998-12-23 2001-08-14 L'air Liquide, Societe Anonyme Pour L'etude Et L'eploitation Des Procedes Georges Claude Heat exchanger for preheating an oxidizing gas
TW527218B (en) * 1999-03-16 2003-04-11 Basf Ag Multitube reactor, especially for catalytic gas-phase reactions
US6392079B1 (en) 1999-03-30 2002-05-21 General Electric Company Method and apparatus for preparing monofunctional aromatic chloroformates suitable for use as chainstopping agents
EP1060788A1 (en) * 1999-06-15 2000-12-20 Methanol Casale S.A. Isothermal catalytic reactor for exothermic or endothermic heterogeneous reactions
EP1189856B1 (de) * 1999-06-16 2005-12-07 Solvay Fluor GmbH Uv-aktivierte chlorierung
US6118018A (en) * 1999-12-06 2000-09-12 Occidental Chemical Corporation Chlorination and bromination of aromatic compounds at atmospheric pressure
ATE555846T1 (de) 2000-03-02 2012-05-15 Dow Global Technologies Llc Rohrreaktor, verfahren zur durchführung von flüssig-flüssig mehrphasenreaktionen und verfahren zur ring-nitrierung von aromatischen verbindungen
JP4857459B2 (ja) * 2000-03-06 2012-01-18 栗田工業株式会社 水熱反応方法および装置
US6613127B1 (en) * 2000-05-05 2003-09-02 Dow Global Technologies Inc. Quench apparatus and method for the reformation of organic materials
DE10054840A1 (de) * 2000-11-04 2002-08-08 Xcellsis Gmbh Verfahren und Vorrichtung zum Starten eines Reaktors in einem Gaserzeugungssystem
US6551469B1 (en) * 2001-11-27 2003-04-22 Honeywell International Photochlorination of 1,1,1,3,3-pentafluoropropane
DE10158160A1 (de) * 2001-11-28 2003-06-12 Basf Ag Herstellung von Isocyanaten in der Gasphase
CN1597080A (zh) * 2002-01-11 2005-03-23 三菱化学株式会社 使用多管反应器的气相催化氧化法
US7117934B2 (en) * 2002-03-15 2006-10-10 H2Gen Innovations, Inc. Method and apparatus for minimizing adverse effects of thermal expansion in a heat exchange reactor
US6924403B2 (en) * 2002-06-26 2005-08-02 E. I. Du Pont De Nemours And Company Synthesis of hexafluoropropylene
US6683216B1 (en) * 2002-11-06 2004-01-27 Eastman Chemical Company Continuous process for the preparation of amines
GB0301660D0 (en) * 2003-01-24 2003-02-26 Redding John Dredging scouring & excavation
DE10313528A1 (de) * 2003-03-26 2004-10-14 Basf Ag Verfahren zum Scale-Up eines Reaktors zur Durchführung einer Hochtemperaturreaktion, Reaktor und Verwendung
US20060292046A1 (en) * 2003-07-31 2006-12-28 Dow Global Technologies Inc. Oxidation process and reactor with modified feed system
US6825383B1 (en) * 2003-09-22 2004-11-30 Council Of Scientific And Industrial Research Catalytic process for regiospecific chlorination of alkanes, alkenes and arenes
US9102579B2 (en) * 2004-04-29 2015-08-11 Honeywell International Inc. Method for producing fluorinated organic compounds
US8383867B2 (en) * 2004-04-29 2013-02-26 Honeywell International Inc. Method for producing fluorinated organic compounds
EP1740521B1 (en) * 2004-04-29 2015-05-20 Honeywell International Inc. Processes for synthesis of 1,3,3,3-tetrafluoropropene
JP4864879B2 (ja) * 2004-04-29 2012-02-01 ハネウェル・インターナショナル・インコーポレーテッド １，３，３，３−テトラフルオロプロペンの合成方法
US8084653B2 (en) * 2004-04-29 2011-12-27 Honeywell International, Inc. Method for producing fluorinated organic compounds
CA2564991C (en) * 2004-04-29 2013-03-19 Honeywell International Inc. Processes for synthesis of 1,3,3,3-tetrafluoropropene and 2,3,3,3-tetrafluoropropene
US20080021229A1 (en) * 2004-05-21 2008-01-24 Maughon Bob R Process for Preparing Epichlorhydrin from Ethane
US20070265368A1 (en) * 2004-12-22 2007-11-15 Velliyur Nott Mallikarjuna Rao Functionalized Copolymers of Terminally Functionalized Perfluoro (Alkyl Vinyl Ether) Reactor Wall for Photochemical Reactions, Process for Increasing Fluorine Content in Hydrocaebons and Halohydrocarbons and Olefin Production
JP4501158B2 (ja) * 2005-03-30 2010-07-14 富士フイルム株式会社 マイクロ化学装置の運転方法
US7396965B2 (en) * 2005-05-12 2008-07-08 Honeywell International Inc. Method for producing fluorinated organic compounds
JP4724619B2 (ja) * 2005-08-09 2011-07-13 キヤノン株式会社 流体処理装置及び流体処理方法
US8123398B2 (en) * 2005-08-09 2012-02-28 Canon Kabushiki Kaisha Fluid-processing device
JP5081225B2 (ja) * 2006-03-31 2012-11-28 イー・アイ・デュポン・ドウ・ヌムール・アンド・カンパニー ハイドロフルオロオレフィンの併産
CN103553871A (zh) 2006-10-31 2014-02-05 纳幕尔杜邦公司 氟丙烷、卤代丙烯以及2-氯-3,3,3-三氟-1-丙烯与hf的共沸组合物和1,1,1,2,2-五氟丙烷与hf的共沸组合物的制备方法
EP2135888A4 (en) * 2007-04-10 2014-10-01 Asahi Glass Co Ltd COMPOUND CATALYST OF METAL CYANIDE COMPLEX WITH ORGANIC LIGAND, METHOD OF MANUFACTURING THEREOF, AND METHOD FOR PRODUCING POLYETHEREPOLYOLE
JP2009000592A (ja) * 2007-06-19 2009-01-08 Hitachi Ltd 反応器および反応システム
US8076521B2 (en) 2007-06-27 2011-12-13 Arkema Inc. Process for the manufacture of hydrofluoroolefins
US7795480B2 (en) 2007-07-25 2010-09-14 Honeywell International Inc. Method for producing 2-chloro-3,3,3,-trifluoropropene (HCFC-1233xf)
US9079818B2 (en) 2007-10-15 2015-07-14 Honeywell International Inc. Process for synthesis of fluorinated olefins
EP3000802B1 (en) * 2007-12-19 2018-07-11 Occidental Chemical Corporation Methods of making clorinated hydrocarbons
US8071826B2 (en) * 2008-04-04 2011-12-06 Honeywell International Inc. Process for the preparation of 2,3,3,3-tetrafluoropropene (HFO-1234yf)
JP5604038B2 (ja) * 2008-08-25 2014-10-08 株式会社日立製作所 反応装置及び反応プラント
EP2349961B1 (en) * 2008-10-13 2016-11-23 Blue Cube IP LLC Process for the production of chlorinated and/or fluorinated propenes
US8558041B2 (en) * 2009-10-09 2013-10-15 Dow Global Technologies, Llc Isothermal multitube reactors and processes incorporating the same

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4100142A (en) * 1972-09-13 1978-07-11 Fiber Industries, Inc. Polyester process and product
CN1188466A (zh) * 1995-05-24 1998-07-22 陶氏化学公司 烯丙基氯的制备方法及用于该法的反应器
CN1458914A (zh) * 2000-09-28 2003-11-26 戴维加工技术有限公司 费－托法
US20090163694A1 (en) * 2007-12-21 2009-06-25 Michael Gann Process for the continuous production of high efficient aqueous amino formaldehyde resin solutions

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN112262117A (zh) * 2018-06-12 2021-01-22 阿科玛法国公司 生产2-氯-3,3,3-三氟丙烯的方法以及实施其的设备
CN110746265A (zh) * 2019-10-09 2020-02-04 浙江大学 一种液相法管道化连续化生产氟化烷烃的方法
CN110746265B (zh) * 2019-10-09 2021-02-26 浙江大学 一种液相法管道化连续化生产氟化烷烃的方法

Also Published As

Publication number Publication date
WO2011044522A3 (en) 2011-07-14
US20160347692A1 (en) 2016-12-01
US20110087056A1 (en) 2011-04-14
US10189756B2 (en) 2019-01-29
JP5947214B2 (ja) 2016-07-06
EP2485833A2 (en) 2012-08-15
JP2016034644A (ja) 2016-03-17
BR112012007913A2 (pt) 2019-09-24
JP2013507241A (ja) 2013-03-04
WO2011044522A2 (en) 2011-04-14
CN102665890B (zh) 2016-02-24
CN105664811B (zh) 2018-10-09
KR20120093202A (ko) 2012-08-22
CN102665890A (zh) 2012-09-12
JP6382786B2 (ja) 2018-08-29

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN102665890B (zh) 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的绝热活塞流反应器及方法
CN102596387B (zh) 生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的等温多管反应器和方法
CN102686544B (zh) 用于生产氯化和/或氟化丙烯和高级烯烃的方法
JP4469630B2 (ja) ジイソシアネートの製造方法
EP2900364B1 (en) Weir quench and processes incorporating the same
CN107667085B (zh) 用于合成1，2，3，4-四氯-六氟-丁烷的方法
CN105646136A (zh) 用于生产氯化和/或氟化丙烯的方法
RU2605553C2 (ru) Способ получения алкенилгалогенсиланов и пригодный для его осуществления реактор
WO2024176771A1 (ja) フッ化ビニリデンの製造方法及びフッ化ビニリデンの製造装置
EP3218335B1 (en) Process for the production of hydrogen chloride, ethylene and vinyl chloride from ethane
EP3218336B1 (en) Process for the production of ethylene, hydrogen chloride, and vinyl chloride from ethane
WO2016076959A1 (en) Process for the production of ethylene, hydrogen chloride, and vinyl chloride from ethane

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20181009

Termination date: 20191008