DE1618999B2 - Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol durch katalytische hydratisierung - Google Patents
Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol durch katalytische hydratisierungInfo
- Publication number
- DE1618999B2 DE1618999B2 DE19671618999 DE1618999A DE1618999B2 DE 1618999 B2 DE1618999 B2 DE 1618999B2 DE 19671618999 DE19671618999 DE 19671618999 DE 1618999 A DE1618999 A DE 1618999A DE 1618999 B2 DE1618999 B2 DE 1618999B2
- Authority
- DE
- Germany
- Prior art keywords
- liquid phase
- isopropyl alcohol
- propene
- catalyst
- reaction
- 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.)
- Withdrawn
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
- C07C29/03—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by addition of hydroxy groups to unsaturated carbon-to-carbon bonds, e.g. with the aid of H2O2
- C07C29/04—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by addition of hydroxy groups to unsaturated carbon-to-carbon bonds, e.g. with the aid of H2O2 by hydration of carbon-to-carbon double bonds
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Description
wobei D die Ausdehnung des Katalysatorbettes
zwischen den Reaktorwänden und/oder den Kühlflächen, gemessen in einer Ebene senkrecht zur
Strömungsrichtung der flüssigen Phase, ;i eine Konstante mit dem Wert 4,5 (h-1), 6 eine Konstante
mit dem Wert 70 (cm · h~') und ν die lineare
Geschwindigkeit in cm · h~' der unter Reaktionsbedingungen flüssigen Phase im leeren Reaktor
bedeutet.
35
Verfahren zur Anlagerung von Wasser an Olefine sind schon seit langem bekannt, wie z. B. die
Hydratisierung von Propen /u Isopropanol und Diisopropylätncr.
Gewöhnlich werden die Olefine mit Schwefelsäure zu ihren Schwefelsäureestern umgesetzt: diese Ester
werden mit Wasser zu Alkoholen und verdünnter Schwefelsäure hydrolysiert. Einer der Nachteile dieses
Verfahrens liegt in den hohen Energiekosten für die Wiederaiifkonzentrierung der verdünnten Schwefelsäure.
Aus diesem Grund sind auch bereits frühzeitig Versuche mit festen Katalysatoren unter Reaktionsbedingungen
der Gasphase oder tier gemischten Gas-Flüssigphase
unternommen worden, die in zahlreichen Verfahrensvorschlägen ihren Niederschlag fanden. Es
wurden Katalysatoren wie SiO2 auf AbOj. W2Os auf
Trägern oder reines W2O-, vorgeschlagen. Alle diese
Katalysatoren arbeiten erst bei relativ hohen Temperaturen mit befriedigendem Olefinumsat/ pro Durchgang
und beschleunigen daher nicht nur die Hydratisierung der Olefine, sondern auch ihre Polymerisation.
Auch die noch weiter in der Literatur beschriebenen, in der Gas oder Gas-Flüssigphase angewendeten
Katalysatorsysteme, wie /. B. Silicowolframsäure oder Phosphorsäure auf SiOj-Trägern. beheben die erwähnten
Nachteile nicht.
So wurden in den let/ten lahrcn weitere Versuche unternommen und Vorsehläge erarbeitet, die Hydratisierung
von verzweigt- und geradkettigen Olefinen an festen oder leicht abtrennbaren flüssigen Säuren als
Katalysator in der Flüssig- oder Gas-Flüssigphase mit
h(>>,s(>reni Umsatz pro Durchgang ablaufen zu lassen.
4c
45
999
Die hierbei vornehmlich verwendeten Säuren sind mit
Divinylbenzol vernetzte Polystyrolharze, deren organische Matrix saure Sulfosäuregruppen enthält, und
welche in bekannter Weise als Kationenaustauscher für die Wasserentsalzung im Gebrauch sind, wie ζ. Β die
käuflichen Typen Lewatit S 100 (Bayer Leverkusen) oder Dowex 50 W (Rohm v. Haas, Phil. USA).
Bei der Durchführung der Olefinhydratisierung mit den Ionenaustauscherharze sind die Reaktionsbedingungen begrenzt. Insbesondere z. B. darf die Tempera
tur, infoige der thermischen Instabilität der organischen Matrix, nur bis zu etwa 1800C — und das auch nur
kurzzeitig — ansteigen. Wegen der geringen Wärmeleitfähigkeit der Ionenaustauscherpartikeln kann die frei
werdende Reaktionswärme nur durch die strömenden Medien (Einsa'z- und Reaktionsstoffe) an Kühlflächen
übertragen werden. Infolgedessen beziehen sich die Vorschläge in der Literatur und den Patentschriften auf
ihre Eingrenzung eines relativ engen Temperaturbereichs von etwa 130-155°C, vorzugsweise 145CC. aus
Gründen der Lebensdauer des Katalysators, aber nicht at'f spezielle verfahrenstechnische Maßnahmen, die
Temperatur in den Reaktions/onen zu beherrschen mit dem Ziel, die Selektivität und Qualität der Produkte /u
verbessern.
Nachstehende Vorschläge beziehen sich auf die
Hydratisierung der Olefine, die im genannten Temperatur- und Druckbereich im Reaktionsgefäß nicht mehr als
Flüssigkeit, sondern im überkritischen, gasförmigen Zustand vorliegen, wie z.B. Propen. Sind Olefine, wie
z. B. die Butene, ebenso wie eingesetztes Wasser und Produkte im Reaktionsgefäß unter den Reaktionsbedingungen
flüssig, so ist von vornherein für eine gute Wärmeabführung und Temperaturhahung in der Reaktionszone
gesorgt.
Auch bei Einsatz gasförmiger Olefine, wie /.. B.
Propen, wird durch zunehmende Verdünnung mit einem inerten Gas. wie z. B. Propen, die Temperaturhaltung in
der Reaktionszone einfacher, während der Umsatz am Austauscher fast konstant bleibt. Es wurde die
stündliche Zuführung von etwa 0,5-1.5 Raumteiler flüssigen Olefins pro Raumteil Katalysator beansprucht.
Es ist aber möglich. /.. B. mit einer Propcn/Propanmischung
(50 Vol.-% Propen), außerhalb dieser Grenze mit Zuführung von nur 0.2 Raumteilen flüssigen Olefins
pro Raunilcil Katalysator und im abwärts gerichteten
Strom der Einsatzstoffe noch mit gutem Umsatz Isopropylalkohol herzustellen.
Von rein wirtschaftlichen Erwägungen — wie /.. B. der
begrenzten Rückführungsmöglichkeit des /.. B. an Propan angereicherten Kreislaufgases — hängt es ab
ob möglichst reines Propen im Kreislaufverfahrcn odei
ein sehr verdünntes Propen im geraden Durchgang ah Einsat/ zur Verwendung kommen soll. Im Fall de;
Einsatzes von reinem Propen oder mit bis zu 30 VoI-0A
Propan verdünntem Propen müssen aber Vorkehrunger getroffen werden, die Temperatur in der Reaktionszotn
sicher zu beherrschen.
Es wui de /war in einem Vorschlag auf die schwierig!
Wärmeabfuhr und -verteilung in der Austauseher-Har/
schicht, insbesondere bei der auf Ätherprodukt ausge richteten Betriebsweise, hingewiesen, aber keine de
dort erwähnten Abhilfema3nahmen. wie /. B. di Änderung des Molverhältnisses Olefin/Wasser /
höherem Wassereinsatz. Durchsatzerhöhung des Ein satzgemisches. aufwärts gerichteter Strom des Einsat?
gemisches, oder, bei bevorzugter Ätherproduktbildunj die Änderung des Mol-Verhältnisses Propen/Isoprop;
nol mit Rückführung überschüssigen Isoprooanols
wurde näher charakterisiert oder beansprucht.
Alle erwähnten Abhilfemaßnahmen in der Verfahrensdurchführung können für die auf Alkohol als
Hauptprodukt gerichtete BetrieDsweise erhebliche wirtschaftliche Nachteile darstellen. Zum Beispiel wird
die Konzentration des Alkohols in der wäßrigen Phase durch zeitweiliges Fluten des Reaktors mit höherem
Wassereirjatz oder einer Durchsatzerhöhung so herabgesetzt,
daß die nachfolgende Aufarbeitung mehr Mittel ic erfordert. Ein aufwärts durch die Schicht gerichteter
Einsatzstrom läßt außerdem, wie festgestellt wurde, den Gesamtumsatz zu Alkohol empfindlich abfallen. Es ist
daher die Anwendung eines flüssigkeits- und/oder easdurchströmten Wirbelbettes aus diesen Gründen
nicht diskutabel.
Der Umsatzabfall bei aufwärts gerichtetem Einsatziironi
kann auf folgende Ursachen zurückgeführt werden: Die flüssige Phase steigt in der Katalysator-
»chicht des Reaktionsgefäßes aufwärts. Mehr oder :o
weniger große Gasblasen der Gasphase, auch bei guter
Gasverteilung vor der Katalysatorschicht, steigen im
Reaktionsgefäß aufwärts. In der Katalysatorschicht befinden sich Stellen mit geringer Benetzung (Gasblase)
und geflutete Stellen (reine flüssige Phase). In den :<
^OfIuTeICn Zonen der Katalysatorschicht ist der
Dil'iusionsweg des gasförmigen Olefins durch die flüssige Phase lang und die Reaktion daher zurückgedrängt.
Wenn ferner die Lösungsgeschwmdigkeit des Gases in der flüssigen Phase einen Einfluß auf die ;■
Reaktionsgeschwindigkeit hat. so ist sie der Oberfläche der Gasblasen in der Katalysatorschicht proportional.
Die vorliegende Erfindung beruht nun auf der Erkenntnis, daß sich eine Umsat/minderung der
vorgenannten Art durch Beschickung der Katalysator- ?>
schicht mit einem abwärts gerichteten Einsatzstrom vermeiden läßt.
Die Gasphase erfüllt die Hohlräume zwischen den
Katalysatorpartikeln im abwärts gerichteten Strom, die Nussigphase rieselt durch geeignete Vorrichtungen fein
verteilt abwärts über die Katalysatorschicht und umhüllt
dabei mit maximaler Oberfläche zur Gasphase in einem dünnen Film die Katalysatorpartikeln. Unter geeigneten
Vorrichtungen im vorstehend erwähnten S:nnc versieht
man z. B die Anordnung von Düsen, die die Flüssigkeit 4;-,
in fern verteilter Form versprühen; dem Katalysatorbett vor- oder zwischengeschaltete Fullkörperschichtcn:
lerner Vertcilerböden od. dgl.
Bei Dimensionierung der Reaktionsgefälk oder des
Abstandes von Kühlflächen im ReakJonsgclnß muß «
eine mindeste lineare Geschwindigkeit der bei Reaktionsbedingungen
flüssigen Phase, bezogen auf das leere Reakiionsgefäß, eingehalten werden, um ausreichende
Abführung der Reaktionswärme zu gewährleisten.
Bei frischem Katalysator und Einsatz von reinem 5,-Propen
oder Propen/Propangemischen mit mindestens 70Vol.-% Propen lautet die Dimensionierungsbedingung
bei Wahl der Geschwindigkeit der flüssigen Phase durch Vorgabe einer bestimmten LHSV (liquid hourly
space velocity): v _. /,
D bedeutet die Ausdehnung des Katalysatorbettes
zwischen den Reaktorwänden und/oder den Kühlflächen, gemessen in einer Ebene senkrecht zur Ströniungsrichtung
der flüssigen Phase; a und b sind experimentell ermittelte Konstunten.
LHSV bedeutet eine Katalysatorbelastung mit einer stündlichen Volumenmenge flüssigen Einsatzproduktes
pro Volumeneinheit Katalysatorraum; die mathematische Beziehung lautet:
LHSV =
Liter Flüssigkeitseinsatz Liter Katalysatorraum ■ Stunde
D = geometr. Abmessung, z. B. Durchmesser. Abstand.
in cm
a =4.5(h-')
b = 70(cm · h-') .
ν = lineare Geschwindigkeit der flüssigen Phase im
leeren Reaktor (cm · hr ') Wird die angegebene Grenzbedingung gemäß vorstehender
Formel in Richtung eines zu großen D überschritten, so ist die Wärmeabfuhr ungenügend, so
daß überhöhte Temperaturen in der Katalysatorschicht auftreten, die zu einer Schädigung des Katalysators
sowie zur Bildung unerwünschter Nebenprodukte
führen. Bei der Wahl eines kleineren Wertes von D gib; es einen gewissen Spielraum für eine Herabsetzung bis
etwa 30% unterhalb des wie vorstehend ermittelten D. Die llüssigkeitsverieilung in der Katalysatorsehicht
kann durch Einlage der obenerwähnten Inertkörpcrschiehien
verbessert werden, deren Höhe bis /u einem
Zehr.ii.-i der Gesamtschichthöhe oder DI betragen
kann.
Bei den vorstehenden Ausführungen ist vorausgesetzt,
daß die Reaktion zwischen Temperaturen \on 12".
und 155 C. vorzugsweise bei 135 bis 145 C. und
Drücken von 30bis 100 atm durchgeführt wird.
Eine zweckmäßige Ausführungsform des erfindungs
gemäßen Verfahrens ist die Rückführung von niciv umgesetzten F.msat/stoffen. von als Nebenprodukt
gebildetem Diisopropyläther und einem Teil des
gebildeten Hauptproduktes. Die rück/uluhrende Menge
dart nur so groß bemessen sein, daß der Spiegel an
Propan oder einem anderen Inertgas des Ausgangsgemischcim
Reaktionssysiem konstant bleibt, d. h.. die
.· auszuschleusende Menge muß mindestens so hoch bemessen werden, wie der im Linsat/gemisch enthaltenen
Menge an Inertbevandteilen entspricht. Austeile
von oder neben Propan kann das Einsatzgemisch auch einen anderen Incribestandteil enthalten, jedoch soll der
maviniaie Anteil bei 30 Vol.-% des eingesetzten
Propens liegen.
Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Uirsetzung von Propen, das gegebenenfalls mit Inerten
ν. ic z.B. Propan verdünnt ist, mit Wasser /u
Isopropylalkohol unter Verwendung von synthetischen sulfonierten Kationenaustauscherharzen als Katalysatoren
in einem Temperaturbereich zwischen 125 und 55 C und in einem Druckbereich zwischen 30 und
100 atm. welches dadurch gekennzeichnet ist. daß das Gemisch der Einsatzstoffe im geschlossenen Reaktionsgefäß abwärts strömt, vobei eine mindeste lineare
Geschwindigkeit der unter Reaktionshedingungen flüssigen Phase, bezogen auf das leere Reaktionsgefäß, in
Abhängigkeit von der Ausdehnung des Kaialysaiorhcites
zw schien den Reaktorwänden und/oder den
Kühlflächen, gemessen in einer Ebene, die senkrecht zur Strömungsnchtung der flüssigen Phase liegt, einzuKillcn
ist. entsprechend der Formel
D -
c - b
wobei D die Ausdehnung des Katalysatorbettes
/wischen den Reakiorwänden und/oder den KiihM'üi
chen. gemessen in einer Ebene senkrecht zur Str<>mungsrichtung
der flüssigen Phase,;/ eine Konstante mit
dem Wert 4.5 (· h ')· öeine Konstante mit dem Wert 70
(cm ■ It1) und ν die lineare Geschwindigkeit der
flüssigen Phase im leeren Reaktor bedeutet.
Als operable Obergrenze von D ist 30 cm pro Rohr bzw. pro Rohrabstand anzusehen, die Untergrenze
beträgt 3 cm, darunter sind die 'nvestitionskosten zu hoch.
Der ermittelte Wert von Γ darf nicht überschritten
werden, da dies zur Bildung von Brandnestern führt. Der Übergang zu einem kleineren Wert von DaIs ermittelt
ist bis zur Flutgrenze möglich, wobei die Flutgrenze allgemein abhängig ist vom Durchmesser des Ionenaustauschers.
Durch Vorumsatz gebildetes, in das Einsatzgemisch zurückgeführtes alkoholisches Produkt bewirkt im
Reaktor eine bessere Verteilung der flüssigen, wäßrigen
Phase in der Kunstharz-Austauscherschicht, da die Oberflächenspannung der flüssigen Phase im Vergleich
/u reinem Wasser herabgesetzt und die Benetzbarkeit des Kunstharzaustauschers verbessert wird.
Die Olefinlöslichkeit wird in einer wäßrigen, alkoholischen
Phase in Abhängigkeit von Druck- und Temperatur reinem Wasser gegenüber etwa auf das Doppelte
erhöht.
In den Fällen, bei denen die Rückführung nicht umgesetzter Einsatzstoffe wirtschaftlich sinnvoll erscheint,
ergibt sich die Möglichkeit, die Temperatur in den Reaktionsgefäßen zusätzlich durch Rückführung
von Nebenprodukt und einem geringen Teil Hauptprodukt
unter Kontrolle zu halten (s. Beispiel 3: siehe A b b .). Die Reaktionsprodukte lassen sich in einem den
Reaktionsgefäßen folgenden Druckabscheidegefäß in eine organische und eine wäßrige alkoholische Phase
auftrennen. Die wäßrige Phase wird in eine Destillationskolonne entspannt und der Aufarbeitung auf
Isopropylalkohol und HjO unterworfen.
In der organischen Phase befindet sich neben nicht umgesetzten Kohlenwasserstoffen auch Äther und
Alkohol. Die Zumischung einer derart zusammengesetzten organischen Phase zu den Einsatzstoffen,
frischem Wasser und Olefin, führt zur Lösung des in der
organischen Phase rückgeführten Isopropylalkohols im frischen Wasser, was einem Vorumsatz entspricht und
uie oben beschriebenen Vorteile der besseren Flüssigkeitsverteilung.
Wärmefühning usw. vermittelt.
Der bei der auf Alkohol ausgerichteten Betriebsweise
nicht erwünschte Äther bleibt fast vollständig im Kreislauf, da die Ätherlcslichkeit in der wäßrigen Phase
äußerst gering ist Die Rückführung des insgesamt gebildeten Äthers in die Einsatzstoffe drängt das
Gleichgewicht der Ätherbildung auf die Seite der hydrolytischen Ätherspaltung zu zwei Alkoholmolekeln
zurück, so daß eine weitere Ätheranreicherung im Kreislauf nach Einstellung stationärer Bedingungen
nicht mehr beobachtet werden kann.
1. Zur Hydratisierung des Propylens zu Isopropylalkohol
war das rohrförmige Reaktionsgefäß so dimensioniert,
daß sich für die bei der Reaktionsbedingung flüssige Phase eine lineare Geschwindigkeit ier
flüssigen Phase im leeren Rohr von 135 cm/h ergab bei einem Durchmesser D — 14.0 cm.
Die !"L'cnden Be'nebsbedingtingen wurden eingehalten:
Temperatur 140 C Druck 60 atm
LHSV*) ,2!,.
Molverhältnis H2O: C, H,, -5:1.
•l Wasser · Γ,-licmisdi iliissiu (91) Vdl.-'O !'ropiMi. M) \ol-"„
Propan I.
Bei dieser Betriebsweise traten während einer
is Versuchsdauer von 1000 Stunden keine Schwierigkeiten
in der kontrollierten Temperaiurdurehführung im Reaktor auf.
Pro Liter Katalysator wurden stündlich 0,6 kg Isopropylalkohol gebildet. Als Nebenprodukt trat nur
:o Diisopropyläther auf. Die Selektivität für Isopropylalkohol beträgt 98 Mol.-%.
Nach der erwähnten Formel
Nach der erwähnten Formel
D =
-b
hätte der Durchmesser maximal sein dürfen:
D=
Vergleich sversuch
Nach der Formel
v-b
errechnet sich für eine lineare Geschwindigk'ei! der
unter Reaktionsbedingungen flüssigen Phase im leerer, Rohr von 115 (cm ■ h '·) ein höchstzulässiger Durch
4c messer von
D = 1L 4--70 = 10.0 cm.
Mit der verringerten linearen Geschwindigkeit der flüssigen Phase von 115 (cm · h~'!) wurde im gleichen
Reaktionsgefä.'3 und mit derselben Betriebsweise, wie
oben angegeben, zum Vergleich ein Versuch angestellt.
Unmittelbar nach Erreichen der gewünschten Reaktionstemperatur
traten in der Katalysatorschicht Überhitzungen auf. wobei an diesen Steilen die Temperatur
sehr rasch auf über 200°C anstieg. In diesen Zonen, die
etwa >/3 des gesamten Katalysatorvolumens ausmachten,
war der Katalysator schwarz verfärbt, versprödet
_sj und hatte seine ursprüngliche Struktur eingebüßt. Im
Reaktionsprodukt traten im einzelnen rächt identifizierte,
übelriechende Nebenprodukte auf.
2. In weiteren Versuchen wurde Isopropylalkohol unter Rückführung der organischen Phase hergestellt.
Dabei wurde in folgender Weise (s. Abb. 1. D= Abstand
zwischen den Rohren) vorgegangen:
Es wird frisches Wasser 1 mit einer Förder: :mpe
dem aus dem Sumpf der Aufkonzentrierungskolonne 38 ablaufenden Wasser 2 zudosiert. Der Wasserstrom 3
6s passiert getrennt von frisch ^udosiertem Propen-Propan-Gemisch
(z. B. "0ZiO) 4, welches mit Rückführungsstrom
ΐ zusammengeführt ist. einen Wärmeaustauscher 7. in welchem die Wärme des ablaufenden Reaktionsee-
inisches zur Vorheizung von 3 und 6 genutzt wird. Der
Strom 5 enthält aus dem Sumpf einer Druckdestillationskolonne 35 ablaufendes Nebenprodukt (Diisopropyläther
und wenig Isopropylalkohol) 34. das mit Propen-Propanrücklauf 33 aus dem Rücklaufkondensator
36 gemeinsam zu Strom 5 vereinigt wird. Die zur Begrenzung des Propanspiegels nötige Ausschleusting
von Propen-Propangemisch geschieht unter Flüssiggasdruck an der Stelle 32.
Strom 3 ui d 6 werden im Vorheizer 8 bis unter die
Strom 3 ui d 6 werden im Vorheizer 8 bis unter die
tewünschte Reaktionstemperatur aufgeheizt, wobei
trom 3 in der flüssigen Phase verbleibt und Strom 6 fum großen Teil in die überkritische Gasphase
überführt wird: Strom 3 kann noch, wie im Reaktionsge
ffiß 9 gezeigt, zur Temperaturhaltung genutzt werden.
the beide Phasen, Strom 6 und 3. abwärts gerichtet die
Katalysatorschichten in guter Verteilung passieren. Das Keaktionsgemisch 10 erreicht nach Abkühlung im
Wärmeaustauscher 7 das unter Druck stehende Abscheidegefäß 21. in welchem es sich eine wäßrige.
Unten liegende 22 und eine organische Phase 25 iuftrennt. Die wäßrige Phase w ird über Ventil 23 in eine
Htmosphärische Destillationskolonne 38 entspannt, so
Haß die in der Phase enthaltene fühlbare Wärme zur
Abtreibung des Isopropylalkohol-HjO-Azeotrops 37
Ausgenutzt wird. Zur Druckhaltung im Abscheidegefäß )t kann ein weniglösliches Inertgas 24 dienen.
Über Ventil 26 wird die organische Phase 25
tunverbrauchtes Propen. Propan. Diisopropyläther und sopropylalkohol neben HjO-Spuren enthaltend) teiltntspannt
und in der Kolonne 35 in Äther-Alkohol fSumpfprodukt) 34 und Propen-Propangemisch (Kopffrodukt)
30 aufgetrennt. Das Kopfprodukt wird nach otalkondensation in drei Ströme zerlegt; Destillationsfrüeklauf
31. Ausschleusung 32 und Prozeßrückführung
Im betrachteten Versuch wurden die folgenden Bedingungen eingehalten:
Temperatur 140 C Druck 80 atm
0.81
LHSV*)
1 ■ h
Molverhältnis H2O : C3H* = 6.3 : 1 .
"ι H;O C-Gemisch flüssig WH VoI ·'
Propan ι
Propen.
(ι Yo! ■"
Die lineare Geschwindigkeit der flüssigen Phase im leeren Reaktor bei Reaktionsbedingungen betrug
135 crn/h. Es wurde ein Reaktor, in dem die Ausdehnung
<es Katalysatorbettes sowohl zwischen den Reaktorwänden und Kühlrohren als auch zwischen den
einzelnen Kühlrohren, gemessen in einem Reaktorquer-
rih ki
Steile D = 4.7 cm überschritt, verwendet. Die Temperaturhahung
im Reaktionsgefäß bereitete bei einer Versuchsdauer von 2000 Stunden keine Schwierigkeiten.
Die Ätherbildung oder der Äthcrgehalt im Reaktor bei Rückführung des gebildeten Äthers war nach den
Versuchen von der Alkoholkonzentration im Reaktor abhängig (s. folgende Tabelle).
Laufzeit
51.K) KHXl 15(K) 2(XH)
IPA(MoI-1Vo) 9.1 S.7 7.5 7.4
im Reaktorprodukt
Diisopropyl- 2.6 2.3 2.1 2.0
äther (Mol-0,,I
im Reuktorprodukt
im Reuktorprodukt
Molverhältnis 3.5 3.S 3.6 3.7
I PA: DI PA
im Reaktorprodukt
im Reaktorprodukt
Die Versuche haben gezeigt, dall bei den genannter
Betriebsbedingungen am Reaktorausgang das Moiver hältnis Isopropylalkohol : Diisopropyläther etwa 3.5 : 1
bis 3.8 :1 beträgt.
Nach 1000 Stunden Laufzeit des Versuches hatte da1
Reaktorprodukt folgende Zusammensetzung:
CjH0
C3H,
Isopropy !alkohol
Diisopropyläther
2.3 Mol-",. 1.7 8.7
2.3 Mol-'\i 85.0 Moi-",.
Im Trennbehälter 21 herrschte folgende Produkner
teilung zwischen wäßriger und organischer Phase:
a) wäßrige Phase: | 3 3.3 Mol-"·.. b.7 Mo!-"o |
HjO Isopropylalkohol |
|
b) organische Phase: | 2r,l Mol-",. |
C,Ht | 25.6 MoI-0O Spuren |
Isopropylalkohol Diisopropvläiher H2O |
|
tchnitt senkrecht zur Strömungsrichtung, an keiner 55 nissen:
3. Weitere Versuche (nach der Erfindung) mi unterschiedlichen Drücken führten zu folgenden Ergeb
Druck
*l IPA = Isopropylalkohol.
"I DIPA = Diisopropylätfier.
"I DIPA = Diisopropylätfier.
Einspritzune | Molverhai tnis | IPA* 1 | Umsatz bezoEen a | luf eingesi |
H,O:C,Ht | im Dünnsprit | |||
H, O C3H,, fl. | IPA im | IPA ees | ||
4.32 | Dünnsprit | |||
fl-li) (lh) | 4.32 | (Gew.-Vol | ||
-1 ~) | 4.32 | Ό -; | 32.8 | 43.4 |
τ 2 | 21.4 | 31.4 | 38.2 | |
-1 -> | 19.0 | 26.8 | 30."» | |
DlPA")
1.75 1.44 0.93
ίο
Fortsetzung | Kinsprit7unj; H,O C,H„ Π (I hl (l/h) |
T | Molverhältnis H2O:C,H„ |
Hierzu | IPA1I Umsatz bezogen im Dünnsprit IPA im Dünnsprit |
22,8 | auf eingesetztes C, IPA gesamt |
H1, (Mol DI PA* |
Druck (am ι |
T | T | 4.32 | 15.3 | 16,3 | 23,6 | 0.50 | |
40 | T | T | 4,32 | 10.3 | 27,3 | 16,7 | <0,10 | |
20 | 1.5 | T | 3,24 | 23.6 | 25,6 | 38,8 | 2,22 | |
KK) | 1.5 | τ | 3.24 | 22.7 | 23,0 | 34,8 | 1,83 | |
80 | 1.5 | T | 3.24 | 20.3 | 18,9 | 28,5 | 1,28 | |
60 | 1.5 | τ | 3.24 | 17.4 | 14,6 | 22.3 | 0,86 | |
40 | 1.5 | T | 3,24 | 12,7 | 33,4 | 15,6 | -0,30 | |
20 | 3 | 2 | 6.48 | 14,9 | 27,8 | 34,6 | 0,90 | |
60 | 2 | T | 4.32 | 18,9 | 23.0 | 30,2 | 0,78 | |
60 | 1.5 | 2 | 3,24 | 20.3 | 16,4 | 28,5 | 1,28 | |
60 | 1 | 2 | 2,16 | 21.9 | 32.6 | 25,0 | 1.83 | |
60 | 2 | *l IPA — isopropWalkohol. **) DIPA = Diisopropvläther. |
4,32 | TT 2 | 39,4 | 2,22 | ||
KX) | 1 Blatt Zeichnungen | |||||||
Claims (1)
- Patentanspruch:16Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohol durch katalytische Hydratisierung von Propen, das gegebenenfalls mit Inerten, wie z. B. Propan, verdünnt ist, mit Wasser unter Verwendung von synthetischen sulfonierten Kationenaustauscherharzen als Katalysatoren in einem Temperaturbereich zwischen 125 und 155° C und in einem Druckbereich zwischen 30 und 100atm, dadurch gekennzeichnet, daß das Gemisch der Einsatzstoffe im geschlossenen Reaktionsgefäß abwärts strömt, wobei eine mindeste lineare Geschwindigkeit der unter Reaktionsbedingungen flüssigen Phase, bezogen auf das leere Reaktionsgefäß, in Abhängigkeit von der Ausdehnung des Katalysatorbettes zwischen den Reaktorwänden und/oder den Kühlflächen, gemessen in einer Ebene, die senkrecht zur Strömungsrichtung der flüssigen Phase liegt, einzuhalten ist, :o entsprechend der Formel
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
DESC040091 | 1967-01-14 |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
DE1618999A1 DE1618999A1 (de) | 1971-04-29 |
DE1618999B2 true DE1618999B2 (de) | 1976-10-21 |
Family
ID=7435504
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
---|---|---|---|
DE19671618999 Withdrawn DE1618999B2 (de) | 1967-01-14 | 1967-01-14 | Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol durch katalytische hydratisierung |
Country Status (1)
Country | Link |
---|---|
DE (1) | DE1618999B2 (de) |
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
DE2759237A1 (de) * | 1977-12-31 | 1979-07-12 | Huels Chemische Werke Ag | Verfahren zur herstellung von alkoholen mit 2 - 4 c-atomen durch katalytische hydratation von olefinen |
Families Citing this family (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4935552A (en) * | 1989-01-12 | 1990-06-19 | Mobil Oil Corporation | Dual stage process for the production of ethers |
-
1967
- 1967-01-14 DE DE19671618999 patent/DE1618999B2/de not_active Withdrawn
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
DE2759237A1 (de) * | 1977-12-31 | 1979-07-12 | Huels Chemische Werke Ag | Verfahren zur herstellung von alkoholen mit 2 - 4 c-atomen durch katalytische hydratation von olefinen |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
DE1618999A1 (de) | 1971-04-29 |
Similar Documents
Publication | Publication Date | Title |
---|---|---|
EP1616848B1 (de) | Verfahren zur Herstellung von tert.-Butanol aus Isobuten-haltigen Kohlenwasserstoffgemischen | |
EP1030825B1 (de) | Verfahren zur herstellung von im wesentlichen unverzweigten octenen und dodecenen durch oligomerisierung von unverzweigten butenen | |
DE2429770A1 (de) | Verfahren zur herstellung von niederen alkoholen durch direkte katalytische hydratisierung niederer olefine | |
EP0082937B1 (de) | Verfahren zur Herstellung von hochreinem Isobuten durch Dehydratisierung von tertiär-Butanol | |
EP0987242A1 (de) | Verfahren zur Herstellung von höheren Oxo-Alkoholen aus Olefingemsichen | |
EP0987241A1 (de) | Verfahren zur selektiven Hydrierung von Hydroformylierungsgemischen | |
EP1508558A1 (de) | Verfahren zur Erzeugung von tert.-Butanol | |
DD147664A5 (de) | Verfahren zur gleichzeitigen herstellung von reinem methyl-tert.-butylether | |
EP2991973B1 (de) | Verfahren zur herstellung von 2-substituierten 4-hydroxy-4-methyl-tetrahydropyranen mit rückführung | |
DE69815154T2 (de) | Verfahren zur herstellung von ethylenglykol | |
DE1934422C3 (de) | Verfahren zur Abtrennung von einem oder mehreren tertiären Monoolefinen mit vier bis sieben Kohlenstoffatomen im Molekül aus Kohlenwasserstoffmischungen | |
EP0031886B1 (de) | Verfahren zur Herstellung von Isobuttersäure oder ihrer niederen Alkylester | |
DE3024146C2 (de) | Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Alkoholen mit 3 bis 5 Kohlenstoffatomen | |
DE2340816A1 (de) | Verfahren zur herstellung von sek.-butanol | |
DE2759237C2 (de) | ||
EP1431264A1 (de) | Verfahren zur Herstellung von tert.-Butanol | |
CH504392A (de) | Verfahren zur Alkylierung von aromatischen Verbindungen und Anwendung des Verfahrens | |
DE2922545C2 (de) | Verfahren zur Herstellung von tert.-Butanol | |
DE10020943A1 (de) | Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether zur Gewinnung von Iso-Olefinen und Alkanolen an sauren Katalysatoren | |
DE1618999B2 (de) | Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol durch katalytische hydratisierung | |
DD263978A5 (de) | Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol und tertiaeren c tief 4- bis c tief 5- alkoholen | |
DE3509292A1 (de) | Verfahren zur herstellung von reinen tertiaeren olefinen | |
EP1575886B1 (de) | Verfahren zur herstellung von tert.-butanol mittels reaktivrektifikation | |
DE3628007C1 (de) | ||
DE2147739B2 (de) |
Legal Events
Date | Code | Title | Description |
---|---|---|---|
BHJ | Nonpayment of the annual fee | ||
BHJ | Nonpayment of the annual fee |