CS223255B1 - Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same - Google Patents
Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same Download PDFInfo
- Publication number
- CS223255B1 CS223255B1 CS380281A CS380281A CS223255B1 CS 223255 B1 CS223255 B1 CS 223255B1 CS 380281 A CS380281 A CS 380281A CS 380281 A CS380281 A CS 380281A CS 223255 B1 CS223255 B1 CS 223255B1
- Authority
- CS
- Czechoslovakia
- Prior art keywords
- reactor
- aldehydes
- aldehyde
- column
- acid
- Prior art date
Links
- FERIUCNNQQJTOY-UHFFFAOYSA-N Butyric acid Chemical compound CCCC(O)=O FERIUCNNQQJTOY-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 16
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 title claims description 13
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 title claims description 13
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 title claims description 9
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 title claims description 9
- 125000002485 formyl group Chemical class [H]C(*)=O 0.000 title claims 4
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 title description 8
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 title description 6
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 22
- 239000002253 acid Substances 0.000 claims description 20
- KQNPFQTWMSNSAP-UHFFFAOYSA-N isobutyric acid Chemical compound CC(C)C(O)=O KQNPFQTWMSNSAP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 18
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 16
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims description 14
- 238000002156 mixing Methods 0.000 claims description 12
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 11
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims description 10
- 238000000034 method Methods 0.000 claims description 10
- 150000007513 acids Chemical class 0.000 claims description 7
- 150000003839 salts Chemical class 0.000 claims description 7
- 239000006096 absorbing agent Substances 0.000 claims description 6
- 238000005192 partition Methods 0.000 claims description 6
- -1 C 4 aldehydes Chemical class 0.000 claims description 5
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 5
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 5
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 claims description 3
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 claims description 3
- 229910052748 manganese Inorganic materials 0.000 claims description 3
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims description 2
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims description 2
- 150000001299 aldehydes Chemical class 0.000 description 28
- AMIMRNSIRUDHCM-UHFFFAOYSA-N Isopropylaldehyde Chemical compound CC(C)C=O AMIMRNSIRUDHCM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 12
- 239000000047 product Substances 0.000 description 7
- 239000006185 dispersion Substances 0.000 description 5
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 5
- 239000012535 impurity Substances 0.000 description 3
- 230000001590 oxidative effect Effects 0.000 description 3
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 3
- 238000013459 approach Methods 0.000 description 2
- 239000012267 brine Substances 0.000 description 2
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 2
- 239000011572 manganese Substances 0.000 description 2
- HPALAKNZSZLMCH-UHFFFAOYSA-M sodium;chloride;hydrate Chemical compound O.[Na+].[Cl-] HPALAKNZSZLMCH-UHFFFAOYSA-M 0.000 description 2
- MYMOFIZGZYHOMD-UHFFFAOYSA-N Dioxygen Chemical compound O=O MYMOFIZGZYHOMD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 description 1
- 150000001298 alcohols Chemical class 0.000 description 1
- 150000003863 ammonium salts Chemical class 0.000 description 1
- 238000000998 batch distillation Methods 0.000 description 1
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- 230000002051 biphasic effect Effects 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 229910017052 cobalt Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000010941 cobalt Substances 0.000 description 1
- GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N cobalt atom Chemical compound [Co] GUTLYIVDDKVIGB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229910052802 copper Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000013461 design Methods 0.000 description 1
- 238000011161 development Methods 0.000 description 1
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 1
- 239000007792 gaseous phase Substances 0.000 description 1
- 239000002815 homogeneous catalyst Substances 0.000 description 1
- 150000002696 manganese Chemical class 0.000 description 1
- 229940071125 manganese acetate Drugs 0.000 description 1
- UOGMEBQRZBEZQT-UHFFFAOYSA-L manganese(2+);diacetate Chemical compound [Mn+2].CC([O-])=O.CC([O-])=O UOGMEBQRZBEZQT-UHFFFAOYSA-L 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- 230000007483 microbial process Effects 0.000 description 1
- 230000002269 spontaneous effect Effects 0.000 description 1
- 238000003860 storage Methods 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 238000012360 testing method Methods 0.000 description 1
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 1
- 229910052723 transition metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 150000003624 transition metals Chemical class 0.000 description 1
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
Description
Vynález se týká způsobu výroby kyseliny máselné nebo isomáselné oxidací odpovídajících C-4 aldehydů vzdušným kyslíkem kaťalyzovanou solemi kobaltu nebo manganu v protiproudem uspořádání. Aldehyd nebo směs aldehydů se uvádí shora do patrového reaktoru, v němž přichází do styku se vzdušným kyslíkem uváděným do reaktoru zdola a oxidační produkt z reakce tvořený odpovídající C-4 kyselinou nebo směsí C-4 kyselin a v nich rozpuštěnými solemi katalyzátorů se rozdělí na dvě části, které se zpracovávají odlišným postupem.The invention relates to a process for producing butyric or isobutyric acid by oxidation of the corresponding C-4 aldehydes with air oxygen catalysed by cobalt or manganese salts in a countercurrent arrangement. The aldehyde or mixture of aldehydes is passed from above into a multi-stage reactor, in which it comes into contact with the downstream oxygen of the reactor and the oxidation product of the reaction consisting of the corresponding C-4 acid or C-4 acid mixture and the catalyst salts dissolved therein is divided into two. parts that are treated differently.
Vynález se dále týká zařízení na výrobu kyseliny máselné nebo isomáselné, které je v celkovém pohledu znázorněno na obr. 1.The invention further relates to a plant for the production of butyric or isobutyric acid, which is generally shown in Fig. 1.
Vynález se týká způsobu výroby kyseliny máselné nebo isomáselné oxidací odpovídajících C-4 aldehydů vzdušným kyslíkem a zařízení k provádění tohoto způsobu.The invention relates to a process for the production of butyric or isobutyric acid by oxidation of the corresponding C-4 aldehydes with air oxygen and to an apparatus for carrying out the process.
Je známo, že kyselina máselná, popřípadě kyselina isomáselná nebo jejich směs, působí jako značně účinné látky k potlačení mikrobiálních procesů při skladování rostlinných materiálů.However, it is known that butyric acid or isobutyric acid or a mixture thereof act as highly effective substances to suppress microbial processes in the storage of plant materials.
Nejjednodušší způsob výroby těchto kyselin je přímou oxidací příslušných C-4 aldehydů plynným kyslíkem nebo vzduchem. Proces oxidace aldehydů na odpovídající kyseliny je známý již řadu desetiletí. Byly patentovány jak způsoby nekatalytické, tak katalyzované příměsí přechodových kovů, zejména Cu, Mn a Co. Například způsob US pat. č. 1 580 137 používá oxidaci v protiproudém uspořádání na náplni, s vychlazováním aldehydu strženého do par. Docílená konverze na jeden průchod je 60 °/o. Podobné protiproudé uspořádání ve věži se šachovnicovou vyzdívkou popisuje US pat. č. 1 599 737, podle nějž se pracuje při teplotě varu aldehydu. Další vývoj aparatury popisuje US pat. č. 2 159 988, kde se oxidace provádí v přebytku kyseliny, kdy spodem se přivádí vzduch a kapalný aldehyd, horem kyselina s katalyzátorem. Oxidační kolona je opatřena perforovaným dnem pro lepší distribuci vzduchu do kapaliny, do věže jsou vestavěna míchadla. Vršek kolony pracuje jako hrubá destilační kolona. Tento přístup poprvé zdůrazňuje vliv velikosti mezifázové plochy na rychlost přestupu hmoty s chemickou reakcí. US pat. číslo 2 010 358 popisuje oxidaci vzduchem nebo obohaceným vzduchem, beztlakově i tlakově, doporučuje pracovat při optimální koncentraci aldehydu 45 %, aldehyd se přimíchává přímo do čerpadel, cirkulujících obsah věže a vzduch může být do proudu cirkulující směsi přisáván injektorem.The simplest method for producing these acids is by direct oxidation of the corresponding C-4 aldehydes with oxygen or air gas. The process of oxidizing aldehydes to the corresponding acids has been known for many decades. Both non-catalytic and catalyzed transition metal impurities, in particular Cu, Mn and Co, have been patented. For example, US Pat. No. 1,580,137 uses oxidation in a countercurrent arrangement on the cartridge, with the cooling of the aldehyde entrained in vapor. The conversion achieved per pass is 60 ° / o. A similar countercurrent arrangement in a checkerboard lining tower is described in US Pat. No. 1,599,737, according to which an aldehyde boiling point is used. Further development of the apparatus is described in US Pat. No. 2,159,988, wherein the oxidation is carried out in an excess of acid, with air and liquid aldehyde being supplied from the bottom, and an acid with a catalyst is added from above. The oxidation column is provided with a perforated bottom for better distribution of air into the liquid, the mixers are built into the tower. The top of the column works as a coarse distillation column. This approach emphasizes for the first time the effect of the size of the interfacial area on the rate of mass transfer with a chemical reaction. US Pat. No. 2 010 358 describes oxidation by air or enriched air, both pressureless and pressurized, recommends operating at an optimum aldehyde concentration of 45%, the aldehyde being mixed directly into the pumps circulating the contents of the tower, and air can be injected into the circulating mixture by an injector.
Ze všech těchto patentů z hlediska aparaturního provedení prvořadě lze dedukovat zájem o co nejlepší kontak mezi kapalnou a plynnou fází. Reakce je navíc značně exotermní a je nutno zajistit umístění dokonalých výměníků tepla do reakčního prostoru. Z tohoto důvodu se jeví použití náplňových kolon a míchadel jako nevýhodné a prvořadý důraz je třeba klást na co nejdokonalejší rozptýlení plynné fáze, a to v celém objemu kolony.Of all these patents, in terms of apparatus design, it is primarily the interest in the best possible contact between the liquid and the gas phase. Moreover, the reaction is considerably exothermic and it is necessary to ensure that perfect heat exchangers are placed in the reaction space. For this reason, the use of packed columns and agitators seems to be disadvantageous, and the greatest emphasis should be placed on dispersing the gaseous phase as completely as possible throughout the column volume.
Z nyní stanovených kinetických dat je možno reakci oxidace aldehydu kyslíkem považovat v rozmezzí koncentrace aldehydu 1. ΙΟ3 až 8.ÍO~3 mol/cm3 ve smyslu Danckwertsova přístupu za reakci m-n řádu (m = 1 k Ož, n = 2 k aldehydu) s hodnotou konstanty reakční rychlostí (pro isobutyraldehyd) 16,2.10-6 (cm3/molj2, přičemž reakční rychlost v heterogenním systému plyn-kapalina je přímo úměrná velikosti mezifázové plochy. Při koncentracích aldehydu vyšších než 8.10“3 mol/cm3 reakění rychlost prudce klesá. Vzhledem ke značné závislosti na koncentraci aldehydu je tedy výhodné, aby kolona byla rozdělena na úseky (stupně), přičemž prvý stupeň by měl pracovat za podmínek blízkých optimální koncentraci aldehydu, a to z důvodu zajištění vysoké reakční rychlosti a současně nepracovat při vysokých koncentracích aldehydu, tj. vyšších než 8.10-3 mol/cm3, vzhledem k značnému odparu aldehydu při teplotách reakce 40 až 60 °C.From the currently determined kinetic data, the reaction of the aldehyde oxidation with oxygen can be considered within the range of aldehyde concentration 1. ΙΟ 3 to 8. 10 ~ 3 mol / cm 3 according to the Danckwerts approach for mn order reaction (m = 1 to 0, n = 2 ) value of the reaction rate constant (for isobutyraldehyde) 16,2.10 -6 (cm 3/2 are employed per mole, the reaction rate in the heterogeneous gas-liquid system is directly proportional to the interfacial area. When the aldehyde concentration greater than 8.10 "-3 mol / cm 3 In view of the considerable dependence on the aldehyde concentration, it is therefore advantageous for the column to be divided into sections (stages), with the first stage operating at conditions close to the optimum aldehyde concentration, in order to ensure a high reaction rate while not operating at high aldehyde concentrations, ie higher than 8.10 -3 mol / cm 3 , due to the considerable aldehyde evaporation at reaction temperatures of 4 0 to 60 ° C.
Byla provedena optimalizace reaktorového uspořádání, z které vyplývá, že prvý stupeň (horní úsek) v koloně má vždy být 25 až 50 % objemu všech zbylých stupňů. Na výstupu z kolony, která je protiproudá (kapalina shora, plyn zdola) se nedoporučuje pracovat při koncentracích aldehydů nižších než 1.10-3 mol/cm3 a ekonomičtější je nezreagovaný aldehyd recyklovat. Současně je třeba zajistit dokonalé obnovování velikosti mezifázové plochy v celém reaktoru, čehož lze nejvhodněji dosáhnout systémem horizontálních perforovaných přepážek s malou volbou plochou otvorů, přičemž nejvhodnější podmínky z hlediska hydrodynamického jsou dosaženy při použití přepážek se zabudovanými vertikálními přepadovými trubicemi a dosahujícími vždy téměř k následující sousední spodní přepážce. Bylo dále zjištěno, že nejdokonalejší rozptýlení plynu do kapaliny se dosáhne při tvorbě bublin na výstupu z ejektorů, kde do hlavního kapalného proudu se přimíchává samovolně a částečně i nucené plynná fáze. Při vytvoření takové disperze na spodku kolony se ukázalo, že charakter disperze je významně zachován i při průchodu disperze dalšími perforovanými přepážkami, které v tomto pojetí slouží jako distributor disperze v horizontálním směru v koloně.The reactor arrangement has been optimized, which implies that the first stage (upper section) in the column should always be 25 to 50% of the volume of all the remaining stages. At the outlet of the countercurrent column (liquid from above, gas from below) it is not recommended to work at aldehyde concentrations lower than 1.10 -3 mol / cm 3 and it is more economical to recycle unreacted aldehyde. At the same time, it is necessary to ensure perfect renewal of the interfacial area throughout the reactor, which is best achieved by a system of horizontal perforated baffles with a small choice of aperture area, the most hydrodynamic conditions being achieved using baffles with built-in vertical overflow tubes. lower bulkhead. Furthermore, it has been found that the most perfect dispersion of the gas into the liquid is achieved by the formation of bubbles at the ejector outlet, where the spontaneous and partially forced gas phase is mixed into the main liquid stream. When such a dispersion has been formed at the bottom of the column, it has been shown that the character of the dispersion is significantly maintained even when the dispersion passes through other perforated baffles, which in this concept serve as a dispersion distributor in the horizontal direction in the column.
Z těchto poznatků vychází řešení, které je předmětem tohoto vynálezu. Řešení je optimální pro použití vzduchu jako oxidačního média, což oproti kyslíku má nevýhodu v menší reakční rychlosti, vychází však z podmínek nutnosti použití vzduchu tam, kde není k dispozici čistý kyslík. Vzhledem k tomu, že se počítá s použitím C-4 kyselin pro zemědělské účely a s její relativně maloobjemovou výrobou v nespecializovaných závodech, je použití vzduchu ekonomičtější.Based on these findings, a solution is the object of the present invention. The solution is optimal for the use of air as an oxidizing medium, which has a disadvantage in comparison with oxygen at a lower reaction rate, but it is based on the necessity of using air where no pure oxygen is available. Given the use of C-4 acids for agricultural purposes and its relatively low-volume production in non-specialized plants, the use of air is more economical.
Podstatou vynálezu je tedy způsob výroby kyseliny máselné nebo isomáselné oxidací odpovídajících C4 aldehydů vzdušným kyslíkem katalyzovanou solemi Co nebo Mn v protiproudém uspořádání, při němž se aldehyd nebo směs aldehydů uvádí shora do patrového reaktoru, v němž přichází do styku se vzdušným kyslíkem uváděným do reaktoru zdola a oxidační produkt z reakce tvořený odpovídající C4 kyselinou nebo směsí C4 kyselin a v nich rozpustnými solemi katalyzátorů se rozdělí na dvě části. První část v množství 20 až 60 % se ochlazuje na teplotu +5 až 0 °C a v absorbéru se uvádí do protiproudého styku s plyny odcházejícími z reaktoru pro zachycení C4 aldehydů a vzniklý absorpční roztok vede zpět do horní části reaktoru, zatímco plyny vycházející z absorbéru se zbaví ochlazením na teplotu 0 až —10 °C zbytku Cl aldehydů a Ci kyselin, které se vracejí do reaktoru. Z druhé části produktu se odpaří 80 až 85 % par, z nichž se destilací oddělí Cí aldehydy, které se po zkondenzování vedou do horní části reaktoru, přičemž kapalný zbytek po odpaření, tvořený C-i kyselinami a rozpuštěnými solemi katalyzátoru se uvádí zpět do reaktoru, zatímco kapalný zbytek po destilaci tvořený Ct kyselinou se rektifikací zbaví příměsí a jako zbytek z rektifikace se získá Cí kyselina nebo směs Ch kyselin.Accordingly, the present invention provides a process for producing butyric or isobutyric acid by oxidizing the corresponding C4 aldehydes with airborne oxygen catalyzed by Co or Mn salts in a countercurrent arrangement, wherein the aldehyde or aldehyde mixture is introduced from above into a bunker reactor. and the oxidation product of the reaction consisting of the corresponding C4 acid or mixture of C4 acids and the catalyst salts soluble therein is separated into two portions. The first 20-60% portion is cooled to +5 to 0 ° C and is countercurrently contacted in the absorber with the gases leaving the C4 aldehyde capture reactor, and the resulting absorption solution is returned to the top of the reactor while the gases leaving the remainder of the C1 aldehydes and C1 acids which are returned to the reactor is freed from the absorber by cooling to 0 to -10 ° C. 80-85% of the vapor is evaporated from the second part of the product, from which the C16 aldehydes are separated by distillation, which are condensed to the top of the reactor after condensation, the liquid evaporation residue consisting of C1 acids and dissolved catalyst salts being returned to the reactor, the liquid C12 acid distillation residue is freed from the impurities by rectification, and the C12 acid or a mixture of C acids is obtained as the residue from rectification.
Způsob výroby kyseliny máselné nebo isomáselné, jak je výše popsán, se provádí v zařízení, sestávajícím z reaktoru tvořeného válcovou kolonou a ejektoru typu Venturiho trubice, kde válcová kolona je rozdělena horizontálními přepážkami na úseky, přičemž objem prvého úseku v horní části reaktoru je 25 až 50 °/o objemu všech zbylých úseků v reaktoru a horizontální přepážky jsou perforované desky o průměru perforací v rozmezí 0,5 až 5 mm při poměru plochy všech perforací k ploše průřezu kolony. Pro požadovaný nátok plynu a daný dvoufázový systém je zde splněna podmínka stabilní rovnoměrné činnosti rozdělovačích přepážek We0 = 4, kde We0 = u0 2d0 ρ0/σ, je Weberovo kritérium, v němž u0 je rychlost plynu v otvoru přepážky, d0 je průměr otvorů pG je hustota plynu a a povrchové napětí. V horizontálních přepážkách jsou zabudovány vertikální přepadové trubice v počtu 1 až 4 nebo je přepad tvořen vertikální příčkou a příslušnou částí stěny reaktoru a průřez přepadu je 5 až 10 % celkové plochy průřezu reaktoru a ústí vertikálních přepadových trubic nebo spodní hrana vertikální příčky je vzdálena 20 až 100 mm od příslušné pod ní uložené horizontální přepážky a plocha přepážky pod ústím přepadu je bez perforace a vertikální přepadové trubice jsou na sousedících horizontálních přepážkách situovány ve vzájemně protilehlých pozicích, přičemž ve dně kolony a/nebo v horizontálních přepážkách je umístěna alespoň jedna Venturiho trubice, tvořená mísící komorou s rovným nebo kónickým zakončením, v níž je umístěna tryska kruhového průřezu nebo průřezu mnohoúhelníka o velikosti průměru 5 až 15 milimetrů. Nad. touto mísící komorou je umístěn difuzor kruhového nebo obdélníkového nebo čtvercového průřezu s úhlem rozšíření 7 až 25° a s výškou 100 až 1000 mm a difuzor je vyústěn do reaktoru a ve stěně mísící komory je alespoň jeden sací otvor pro vstup plynné fáze do mísící komory.The process for producing butyric or isobutyric acid as described above is carried out in a plant consisting of a reactor consisting of a cylindrical column and a venturi-type ejector, wherein the cylindrical column is divided by horizontal partitions into sections, the first section at the top of the reactor being 25 to 50% of the volume of all the remaining sections in the reactor and the horizontal baffle are perforated plates with a diameter of perforations in the range of 0.5 to 5 mm at the ratio of the area of all perforations to the cross-sectional area of the column. For the desired inlet gas and the two phase system is the condition of stable uniform activity dividers We 0 = 4, where We 0 = u 0 2 D 0 ρ 0 / σ is the Weber's criterion, wherein U 0 is the velocity of gas in the orifice , d 0 is the diameter of the holes p G is the density of the gas and a the surface tension. The horizontal bulkheads incorporate 1 to 4 vertical overflow tubes or the overflow consists of a vertical partition and the corresponding part of the reactor wall and the overflow cross-section is 5 to 10% of the total cross-sectional area of the reactor. 100 mm from the corresponding horizontal bulkhead and the bulkhead below the overflow mouth is perforated and the vertical overflow tubes are located at adjacent horizontal bulkheads in mutually opposite positions, with at least one Venturi tube located at the bottom of the column and / or in the horizontal bulkheads, formed by a mixing chamber with a straight or conical tip, in which a nozzle of circular or polygon cross-section with a diameter of 5 to 15 millimeters is located. Over. a diffuser of circular or rectangular or square cross-section with an expansion angle of 7 to 25 ° and a height of 100 to 1000 mm is located in the mixing chamber and the diffuser is discharged into the reactor and at least one suction opening in the mixing chamber wall for gas phase entry into the mixing chamber.
Zařízení podle vynálezu je znázorněno na přiloženém výkresu, kde představuje:The device according to the invention is shown in the accompanying drawing, in which:
obr. 1 celkový pohled na technologické uspořádání procesu a obr. 2 detailní provedení na vlastní reaktor podle vynálezu.FIG. 1 is an overall view of the process configuration of the process; and FIG.
Podle navrženého uspořádání přichází aldehyd ze zdroje 20 na obr. 1 přes zásobník 13 a výměník 14 tepla do reaktoru 1, opatřeného chladicími teplosměnnými plochami a vystupuje po reakci do zásobníku 11. Část kapaliny s homogenním katalyzátorem recirkuluje přes čerpadlo 5 a Venturiho trubice 29. Přitom je do ejektoru samovolně přisáván vzduch sacím potrubím 7, přičemž vzduch může být navíc dodáván také přídavným ventilátorem 12. Ze zásobníku 11 je část kapaliny (produktu) čerpána čerpadlem 6 přes solankový chladič 4 do absorbéru 2, kde se setkává s párami z prvého (horního) stupně odcházejícími z reaktoru, a kde se vypírá převážná část strženého aldehydu. Dále se aldehyd dochlazuje v kondenzátoru 3 tak, že ve zbytkovém plynu do atmosféry nejsou přítomny exhalace aldehydu. Část kapaliny ze zásobníku 11 odchází do výkonné odparky 8, kde se odpaří více než 80 % hmoty, páry pak jako parní nástřik odcházejí do rektifikační kolony 9. Zahuštěný zbytek (převážně C-4 kyselina s katalyzátorem) se uvádí zpět do reaktoru. V koloně 9 se oddestiluje aldehyd, který po dalším dochlazování v kondenzátoru 3 odchází zpět do reaktoru. Zbytek z kolony 9 jde přes předehřívač 10 do kolony 9a, kde se oddělí C-4 kyselina od zbylých příměsí (voda, vyšší alkoholy a další produkty reakce, v objemu pod 5 % na celkovou násadu), které se skladují v nádrži 15. C-4 kyselina se zachycuje v zásobníku 16, odkud jde na další zpracování (například do expedice, výrobu amonné soli apod.).According to the proposed arrangement, the aldehyde comes from the source 20 in Fig. 1 via the reservoir 13 and the heat exchanger 14 to the reactor 1 provided with cooling heat exchange surfaces and after reaction into the reservoir 11. Part of the homogeneous catalyst liquid is recirculated through pump 5 and venturi 29. air is sucked into the ejector by suction line 7, and air can also be supplied by an additional fan 12. From the reservoir 11 a part of the liquid (product) is pumped by a pump 6 through a brine cooler 4 to the absorber 2 where it meets the vapor from ) stages leaving the reactor, and where most of the entrained aldehyde is scrubbed. Further, the aldehyde is cooled in condenser 3 so that aldehyde exhalations are not present in the residual gas to the atmosphere. Some of the liquid from the reservoir 11 goes to a high-performance evaporator 8, where more than 80% of the mass is evaporated, and the vapors are fed to the rectification column 9 as a steam feed. The concentrated residue (predominantly C-4 acid with catalyst) is returned to the reactor. In column 9, the aldehyde is distilled off and, after further cooling in the condenser 3, goes back to the reactor. The remainder of column 9 goes through preheater 10 to column 9a, where C-4 acid is separated from the remaining impurities (water, higher alcohols and other reaction products, in a volume below 5% of the total batch), which are stored in tank 15. C -4 the acid is collected in the container 16, from where it is further processed (for example, expedition, production of ammonium salt, etc.).
Na obr. 2 je znázorněn vlastní reaktor 1, který je tvořen válcovou kolonou 21 rozdělenou na jednotlivé úseky horizontálními přepážkami 22 se zabudovanými přepady 23. Objem prvního úseku v horní části reaktoru tvoří 25 až 50 % objemu všech zbylých úseků v reaktoru a přepážky 22 jsou perforované desky o průměru perforací v rozmezí 0,5 až 5 mm při poměru plochy všech perforací ku ploše průřezu kolony takovém, že umožňuje pro požadovaný nátok plynu a daný dvoufázový systém splnění podmínky stabilní rovnoměrné činnosti rozdělovačích přepážek. Ve dně kolony 24 a/nebo v horizontální přepážce 22 je umístěna jedna nebo několik Venturiho trubic 29 tak, že trubice je tvořena mísící komorou 25 s rovným nebo kónickým zakončením, v níž je umístěna tryska 28 kruhového průřezu nebo průřezu mnohoúhelníka o průměru 5 až 15 mm. Nad touto mísící komorou je umístěn difuzor 27 kruhového nebo obdélníkového nebo čtvercového průřezu s úhlem rozšíření 7 až 25° a minimální výškou 100 až 1000 mm. Tento difuzor ústí do reaktoru a ve stěně mísící komory je jeden nebo více sacích otvorů 28, jimiž do mísící komory vstupuje plynná fáze.Figure 2 shows the actual reactor 1, which is formed by a cylindrical column 21 divided into sections by horizontal partitions 22 with built-in overflows 23. The volume of the first section at the top of the reactor constitutes 25 to 50% of the volume of all remaining sections in the reactor. perforated plates having a perforation diameter in the range of 0.5 to 5 mm at a ratio of the area of all the perforations to the cross-sectional area of the column such that the required uniform inflow of the separating baffles can be met for the desired gas inflow and biphasic system. One or more Venturi tubes 29 are disposed in the bottom of the column 24 and / or in the horizontal baffle 22 so that the tube is formed by a mixing chamber 25 with a straight or conical tip in which a nozzle 28 of circular or polygonal cross-section of 5 to 15 mm. Above this mixing chamber is located a diffuser 27 of circular or rectangular or square cross section with an angle of expansion of 7 to 25 ° and a minimum height of 100 to 1000 mm. This diffuser opens into the reactor and in the wall of the mixing chamber there are one or more suction openings 28 through which the gas phase enters the mixing chamber.
PříkladExample
Do kolonového reaktoru o vnitřním průměru 0,12 m rozděleného perforovanými přepadovými patry do pěti sekcí (celkový účinný objem reaktoru 10 1) byla předsazena kyselina isomáselná obsahující rozpuštěný katalyzátor octan manganatý (1 % hmot.). Po vytemperování obsahu reaktoru na 60 °C bylo spuštěno čerpadlo cirkulující kapalinu ze spodního stupně přes Venturiho trubici použitou jako rozdělovač plynu do spodního stupně reaktoru. Na sání Venturiho trubice byl přiváděn vzduch rychlostí 7000 1/h. Současně bylo zahájeno dávkování isobutyraldehydu (obsahujícího rovněž 1 % hmot. rozpuštěného katalyzátoru), který byl přiváděn rychlostí 2 1/h do horního stupně reaktoru. Po 10 hodinách kontinuálního chodu bylo d-osaženo ustáleného stavu, v němž pak byl reaktor provozován 20 hodin. Složení reakčního produktu bylo průběžně sledováno analýzou vzorků odebíraných na výstupu z reaktoru. Analýzy byly prováděny na plynovém chromatografu. Produkt odcházející ze spodního stupně reaktoru byl shromažďován a vsádkovou destilací očišťován od nezreagovaného isobutyraldehydu, katalyzátoru a vedlejších zplodin reakce. Při zkušebním provozu nebyl reaktor vybaven absorbérem a následným solankovým chladičem pro zachycování isobutyraldehydu unášeného vzduchem z reaktoru. Ztráty isobutyraldehydu byly za těchto podmínek 15 %. Produkt na výstupu z reaktoru obsahoval průměrně 97 % hmot. kyseliny isomáselné, obsah nezreagovaného isobutyraldehydu v produktu byl 0,7 až 1 %.Isobutyric acid containing dissolved manganese acetate catalyst (1 wt.%) Was charged to a column reactor with an internal diameter of 0.12 m divided by perforated overflow trays into five sections (total effective reactor volume of 10 L). After the reactor contents were allowed to warm to 60 ° C, a pump circulating the liquid from the lower stage was started through the venturi tube used as a gas distributor to the lower stage of the reactor. Air was supplied to the suction of the Venturi at a rate of 7000 l / h. At the same time, isobutyraldehyde (also containing 1% by weight of dissolved catalyst) was metered in and fed at a rate of 2 L / h to the top stage of the reactor. After 10 hours of continuous operation, the steady state was reached in which the reactor was then operated for 20 hours. The composition of the reaction product was continuously monitored by analyzing samples taken at the reactor outlet. The analyzes were performed on a gas chromatograph. The product leaving the lower stage of the reactor was collected and purified by batch distillation from unreacted isobutyraldehyde, catalyst and reaction by-products. In the test run, the reactor was not equipped with an absorber and a subsequent brine cooler to trap the isobutyraldehyde entrained in the air from the reactor. The isobutyraldehyde losses were 15% under these conditions. The product at the outlet of the reactor contained on average 97 wt. isobutyric acid, the content of unreacted isobutyraldehyde in the product was 0.7 to 1%.
Claims (2)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CS380281A CS223255B1 (en) | 1981-05-22 | 1981-05-22 | Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CS380281A CS223255B1 (en) | 1981-05-22 | 1981-05-22 | Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CS223255B1 true CS223255B1 (en) | 1983-09-15 |
Family
ID=5379162
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CS380281A CS223255B1 (en) | 1981-05-22 | 1981-05-22 | Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CS (1) | CS223255B1 (en) |
-
1981
- 1981-05-22 CS CS380281A patent/CS223255B1/en unknown
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US3780499A (en) | System for the liquid-phase removal of a component from the gas stream especially the absorption of sulfur trioxide in sulfuric acid | |
| EP0033929B1 (en) | Process for the continuous manufacture of triacetin | |
| EP0703890B1 (en) | Process for the preparation of 3-(methylthio)propanal | |
| US7714160B2 (en) | Process for producing alkyl nitrite | |
| CN88100904A (en) | The method and apparatus of preparation benzene carboxylic acid or benzene dicarboxylic acid ester | |
| US4029751A (en) | Process for producing sulfuric acid | |
| US5905171A (en) | Process for the preparation of 3-(methylthio)propanal | |
| JP2845361B2 (en) | Method and plant for purification of a gas stream containing acrolein | |
| JP2022164649A (en) | Process for energy-efficient production of alkali metal alkoxides | |
| EP0030447A1 (en) | High pressure process for recovery of sulphur from gases | |
| US3502441A (en) | Apparatus for neutralizing acids with ammonia | |
| DE69902609T2 (en) | Process for the continuous production of acrylic or methacrylic acid esters | |
| EP0150436B1 (en) | Process for the preparation of formaldehyde | |
| US20030092939A1 (en) | Preparation of metal formate/formic acid mixtures | |
| US2007116A (en) | Method of oxidizing hydrocarbons | |
| RU2547752C2 (en) | Manufacture of dinitrogen tetroxide | |
| US4174379A (en) | Manufacture of ammonium nitrate | |
| CS223255B1 (en) | Method of making the butyric acid or isobutyric oxidation corresponding c-4 of the aldehyde by the air oxygen and device for executing the same | |
| JPH10504812A (en) | Method for producing 3- (methylthio) propanal | |
| CZ350795A3 (en) | Process of continuous preparation of aqueous formaldehyde solutions | |
| IL39594A (en) | Process and apparatus for neutralizing nitric acid | |
| EP0628554B1 (en) | Process for the preparation of propylene glycol carbonate | |
| EP3140253B1 (en) | Process and plant for the production of sulfuric acid | |
| DE2051182A1 (en) | Process for the enrichment of C 13 carbon | |
| US4044055A (en) | Process for manufacture of tetrakis-(hydroxymethyl)-phosphonium salts |