DE2147737A1 - Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von niederen alkoholen, insbesondere isopropanol - Google Patents
Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von niederen alkoholen, insbesondere isopropanolInfo
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Description
Hamburg, den 22. Sept. I971
D 71 013
DEUTSCHE TEXACO AKTIENGESELLSCHAFT
2000 Hamburg 13 ? 1 Λ 7 7 ^ 7
Mittelweg 180
Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von niederen Alkoholen» insbesondere Isopropanol
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung
von niederen Alkoholen, insbesondere Isopropanol, durch katalytische Hydratation von niederen Olefinen, insbesondere
Propen, in Gegenwart stark saurer, ggf. makroretiku-·
lärer Kationaustauscherharze als Katalysator, vorzugsweise
in einer Rieselsäule.
Mit diesem Verfahren der sogenannten Direkthydratation !arsen
sich Äthylen, Propen, Butene, ggf. auch Penbene, also Olefine
mit 2-5 Kohlenstoffatomen, erfolgreich zu den entsprochenden Alkoholen umsetzen, wobei die Umsätze und Ausbeuten stark von
den Reaktionsbedingungen abhängen.
Durch die DAS 1 210 768 ist bereits ein Verfahren zur kontinuierlichen
Herstellung von Isopropanol und Diisopropyläther durch katalytische Hydratisierung von Propylen bekannt geworden.
Hierbei wird als Katalysator ein stark saures Kationaustauscherharz verwendet, das aus einem mit etwa 5-20
Gew.~% Divinylbenzol vernetztem Styrolpolymerisat, das pro
aromatischem Ring etwa eine SuIfonsäuregruppe' enthält, verwendet.
Bei diesem bekannten Verfahren \d.rd zur Herstellung
des Alkohols als Hauptprodukt unter einem Druck von etwa
17 - 105 atm, bei einer Temperatur von etwa 135 - 1570C und
mit einem Verhältnis von 4 - 10 Mol Wasser pro Mol Propylen gearbeitet. Es sind ferner Beschickungsgeschvrindigkeiten von
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BAD ORtOiKAL
BAD ORtOiKAL
0,5 - 10 Räumteilen flüssiges Propylen pro Raumteil des
feuchten Harzkatalysators und Stunde vorgesehen. Da die
PO Dichte von flüssigem Propylen beim Sättigungsdruck d/,
- 0,5193^ g/"il beträgt, entspricht diese Beschickungsgcschwindigkeit
etwa 6,7 - 123 >'* Mol Propylen pro Liter Kataly«
sator und Stunde. Bei dem bekannten Verfahren sollen 20 - 90 MoI-'
des eingesetzten Propylens pro Umlauf umgewandelt werden können, wobei ein Konversionsgrad von etwa 35 °/° bevorzugt wird.
fc Unter diesen Bedingungen wurde die beste Selektivität für Isopropanol, im folgenden mit IPA bezeichnet, bei 135 C erreicht,
jedoch betrug sie nur 69 MoI-Ji des eingesetzten Propylens
das zu nur 22 Mol-% umgewandelt werden konnte. Die Selektivi-'tat
der Nebenprodukte betrug für Diisopropyläther etwa 28 und
für Propylenpolymerisate 3 Mol-%.
Wie diese DAS lehrt, nimmt dex* relativ geringe Umwandlungsgrad des Olefins bei höherer Arbeitsteniperatur zwar noch etwas
zu, jedoch stieg die Polymerisatbildung gleichfalls ein und
die Selektivität für IPA ging noch weiter zurück. Außerdem · erwiesen sich Temperaturen über etwa 1^9 C als nachteilig
für die nutzbare Lebensdauer des Katalysators. Bei dem bekannten Vorfahren war es sowohl notwendig wie schwierig, die
Temperaturschwankungen .in der Katalysatorschicht innerhalb .
eines Bereiches von ca. 11 C, vorzugsweise 5,5 C zu halten,
insbesondere bei höheren Konversionsgraden, obwohl man diesen durch lokale Überhitzung des Katalysatormaterials verursach- ,
ten Schwierigkeiten durch ein relativ, hohes .Wasser/OlefIn-Molvorhältnis
von etwa 4. - 10 : 1 abzuhelfen versuchter
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Ein ähnliches Verfahren ist in der DAS 1 105 ^03 beschrieben,
wo als Katalysator' ein sulfoniertes Mischpolymerisat aus etwa
88 - 9^ % Styrol und 12 - 6 % p-Divinylbenzol verwendet wurde,
das 12 - l6 Gew.~#> Schwefel in Form von Sulfonsäuregruppen
enthielt und in dem 25 - 75 % der Protonen dieser Säuregruppen
durch Metalle aus den Gruppen I 'oder VIII des Periodensystems, insbesondere Cu, ersetzt waren. Bei diesem;Verfahren ist eine
Reaktionstemperatur von 120 - 220, insbesondere 155 - 220 C,
eine Beschickungsge-schwindigkeit von 0,5 - Ij5 Raumteilen
flüssiges Olefin je Raumteil Katalysator und Stunde sowie ein V7asser/01ofin-Molverhältnis von 0,3 - 155 angegeben
worden. Wie die Beispiele dieser DAS zeigen, wird auch bei diesem Verfcihren eine annehmbare Selektivität für IPA nur bei
niederer Temperatur, ca. 120 C, und geringem Konversionsgrad,-etwa
3>9 Mol-%, erreicht. Bei höherer Temperatur (170 C) stieg
zwar die Propylenkonversion auf ca, 35 Mol-% an, jedoch fiel
dabei die IPA-Selektivität auf ^ % ab und dieser enthielt
ca. '15 % Dixsopropyläther. Das bekannte Verfahren ist aufgrund
seiner geringen Selektivität für IPA wirtschaftlich nur tragbar, wenn man den hohen Ätheranteil zulassen, d. h. einer Vei--■
wertung zuführen kann. Wie insbesondere die DAS I291 729 zeigt,
haftet den bekannten Verfahren ferner der Nachteil einer relc'itiv kurzen nutzbaren Lebensdauer des als Katalysator" verwendeten
stark sauren lonenaüstauscherharzes an, die durch Hydrolyse der aromatisch gebundenen Sulfonsäuregi'uppen besonders
bei höherer Temperatur meist nur wenige Hundert Betriebs-, stunden beträgt. Nach dem Vorschlag der DAS 1 29I 729 kann man
zwar die Lebensdauer der Katalysatoren durch Verwendung von
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Austauscherharzen mit aliphatischer bzw. nicht aromatischer Bindung der Sulfonsäuregruppen erheblich erhöhen, Jedoch
sind diese aufgrund des komplizierten Herstellungsweges
käuflich
bisher nicht/zugänglich. Es war demnach bekannt, das eingangs genannte Verfahren zur Direkthydratation niederer Olefine, insbesondere Propen, so durchzuführen, daß sich im Reaktor je nach dem Olefindurchsatz, dem Wasser/Olefin-Verhältnis und der Zulauftemperatur der Reaktanten eine Temperatur im Bereich von etwa 120 - 180°C einstellt. Mar wußte auch, daß die
bisher nicht/zugänglich. Es war demnach bekannt, das eingangs genannte Verfahren zur Direkthydratation niederer Olefine, insbesondere Propen, so durchzuführen, daß sich im Reaktor je nach dem Olefindurchsatz, dem Wasser/Olefin-Verhältnis und der Zulauftemperatur der Reaktanten eine Temperatur im Bereich von etwa 120 - 180°C einstellt. Mar wußte auch, daß die
} Umsetzungsgeschwindigkeit bei einer Temperatur von etwa
1200C relativ gering, die Selektivität für Isopropanol jedoch
verhältnismäßig hoch ist, während bei höheren Temperaturen etwa 1500C, die Umsetzungsgeschwindigkeit stark ansteigt,
die IPA-Selektivität jedoch erheblich abfällt. Außerdem
war bekannt, daß die sulfonierten Styrol/Divinylbenzol-Mischpolymerisate,
die hauptsächlich als Katalysatoren verwandt werden, sich bei Temperaturen oberhalb von ca. 145 1550C
zunehmend rascher hydrolytisch zersetzen, so daß ihre
^ nutzbare Lebensdauer oder die pro Liter (bzw. kg) Katalysator
insgesamt erhältliche Alkoholmenge stark zurückgeht.
Bei den bekannten Verfahren dieser Art wurde daher innerhalb des Bereichs von etwa 120 - 1800C eine Temperatur gewählt,
die den geminschten Selektivitäten und Umsetzungsgeschwindigkeiten entsprach, und diese Temperatur
wurde bis zur Erschöpfung des Katalysators beibehalten.
Demgegenüber wurde nun gefunden, daß es vorteilhafter ist, die Umsetzung bei einer relativ niedrigen Temperatur zu beginnen
und die Reaktionstemperatur nach und nach in der
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- 5 Weise anzuheben, daß die Leistung des Katalysators bis zum Ende seiner nutzbaren Lebensdauer stets oberhalb eines vorgegebenen,
von wirtschaftlichen Erwägungen bestimmten Werts bleibt. Bei dieser erfindungsgemäßen Durchführung des Verfahrens
wird die hohe Anfangsaktivität des frischen Katalysators nicht ausgenutzt zugunsten einer hohen Dauerleistung und einer
höheren Gesamtleistung. Bei dieser verbesserten Durchführung des Verfahrens wird zugleich der Vorteil erreicht, daß der
Alkoholspiegel im Reaktionsprodukt über die nutzbare Lebensdauer des Katalysators stets annähernd konstant ist, was die
Aufarbeitung und Gewinnung reinen Alkohols erleichtert.
Gegenstand der Erfindung ist es somit, das eingangs beschriebene Verfahren in der Weise durchzuführen, daß die anfänglich
eingestellte Reaktionstemperatur allmählich derart erhöht wird, daß die Leistung des Katalysators (in Mol Alkohol pro
Liter Katalysator und Stunde) innerhalb der nutzbaren Lebensdauer stets oberhalb eines vorgegebenen Mindestwerts liegt.
Die Erfindung wird anhand der folgenden Beispiele erläutert:
In einem mit Dampfmantel beheizten Rieselreaktor aus VAA-Edelstahl,
der eine Länge von 3000 mm und eine lichte Weite von 26 mm besaß und mit einem Vorheizgefäß zur Verdampfung
des flüssig eingespeisten C^-Gemisches sowie einem beheizbaren Absitzgefäß zur getrennten Abnahme des flüssigen Reaktionsgemisches
und des nicht-umgesetzten Restgases versehen war, wurden mit einer Doppelkolben-Dosierpumpe pro
Stunde 1000 g vorgeheiztes Wasser und 115 g eines 92
Propen enthaltenden C-,-Gemisches pro Liter Katalysator ein-
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gespeist. Die Reaktionstemperatur wurde auf 1350C eingestellt,
und es wurde unter einem Druck von etwa 100 atü gearbeitet.
Als Katalysator wurde "Amberlite 200" der Fa. Rohm & Haas, Philadelphia, verwendet, und es wurde die Raum/Zeit-Ausbeute
an Isopropanol (IPA in Mol IPA pro Liter Katalysator und Stunde) in Abhängigkeit von der Versuchsdauer bestimmt. Zu
Vergleichszwecken wurde die Reaktionstemperatur erhöht, sobald
die IPA-Raum/Zeit-Ausbeute auf ca. 1,70 Mol/l·η abgesunken
war.
Im Restgas betrug die Propen-Konzentration ca. 75 Vol.-%.
Versuchszeit h |
Amberlite Temperatur 0C |
200 Leistung Mol/l Kat. xh |
100 | 135 | 1,91 |
500 | 135 | 1,86 |
1000 | 135 | 1,70 |
1500 | 138 | 1,69 |
2000 | 141 | 1,71 |
2500 | 144 | 1,68 |
3000 | 150 | 1,35 |
3500 | 150 | 1,10 |
4000 | 155 | 1,00 |
Beispiel 2 |
Der im Beispiel 1 beschriebene Versuch wurde unter sonst gleichen Bedingungen mit dem Katalysator ''Amberlite IR 124"
mit folgendem Ergebnis wiederholt:
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2U7737
Versuchszeit h |
AmberIxte Temperatur °c |
IR 12'JP Leistung Mo.1/1 Kat. χ h |
100 | 135 | 1,91 |
' 500 | 135 | 1,87 |
1000 | 135 | 1,84 |
I5OO | . 135 | 1,72 |
2000 | ld 0 | 1,89 |
25OO | l4o | 1,80 |
3OOO | l4o | 1,81 |
35OO | l4o | 1,68 |
4000 | 145 | 1,95 |
(1500 | l45 | 1,82 |
5000 | l45 | 1,71 |
5500 | 1Ί5 | 1,54 |
6000 | 150 | 1,68 |
6500 " | 150 | 1,50 |
7000 | 150 | 1,37 |
7500 | 155 | 1,30 |
8000 | 155 | 1,12 |
Beispiel 3: |
Mit dom Katalysator "Amberlite 252" mirde nach dem Verfahren
von Beispiel. 1 und 2 das nachfolgende Ergebnis erhalten:
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2H7737
Versuchszeit h |
Amberlite 252 Temperatur Leistung 0C Mol/l Kcit. χ h |
2, o4 |
100 | 135 | 1,97 |
500 | 135 | 1,95 . |
1000 | 13* | 1,88 |
1500 | . . 135 | 1,73 |
2000 | 135 | 1,88 |
25OO | i4o | 1,77 |
3OOO | I7JO | 2,15 |
35OO | 1^5 | 2,05 |
4000 | i45 | 2,03 |
4500 | . 145 | 1,80 |
5000 | l'i5 | 2,21 |
5500 | 150 | 2,13 . |
6000 | 150 | 2,04 |
6500 | 153 | 1,88 |
7000 | 155 | 1,78 |
7500 | 155 | 1,70 |
8000 | 155 |
Bei diesen Versuchen wurde, wie bereits erwähnt, unter sonst gleichen Arbeitsbedingungen jeweils mit einer Temperatur von
135 C begonnen und diese solange beibehalten, bis die IPA-Ausbeute
auf ca. 1,70 Mol pro Liter Katalysator und Stunde abgefallen war. In Beispiel 1 war das nach ca. 1000, nach.
Beispiel 2 nach ca. 15OO und nach Beispiel 3 nach etwa 2000
Stunden fortlaufenden Betriebs der* Fall.
Dann wurde die Temperatur um je 3°C (Beispiel 1) bzw. 5 C
(Beispiele 2 und 3) erhöht, bis die IPA-Ausbeute wiederum auf ca. 1,7 Mol/l-h abgefallen war usw., bis schließlich bei
ca. 155°C die Belastungsgrenze der Katalysatoren erreicht war.
309813/1151 SAD ORIGINAL
2H7737
Beispiel 3 wurde mit "Amberlite 252!l wiederholt, und stündlich
wurden pro Liter Katalysator 1000 g Wasser und 207 g des 92%-igen CU-Gemisches eingesetzt:
Versuchszeit | Temperatur | Leistung |
h | 0C | Mol IPA/1 Kat. χ Stunde |
100 | 145 | 3,68 |
250 | 145 | 3,41 |
500 | 145 | 3,15 |
750 | 145 | 2,78 |
1000 | 145 | 2,40 |
1251O | 145 | 2,01 |
1500 | 145 | 1,88 |
1750 | 145 | 1,73 |
2000 | 145 | 1,69 |
2250 | 145 | 1,58 |
2500 | 145 | 1,42 |
2750 | 145 | 1,31 |
3000 | 145 | 1,19 |
Die Leistung des Katalysators betrug im Mittel 2,05 Mol IPA/ 1 -· h ; die Gesamtleistung 369 kg IPA/l.
Dio Wiederholung von Beispiel 4 mit dem gleichen Katalysator
und 123 g des 92%-igen C,-Gemisches/l · h ergab bei Steigerung
der Temperatur:
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-ιο-
Versuchszeit h |
Temperatur 0C |
Leistung Mol IPA/1 Kat. χ h |
100 | 135 | 2,08 |
250 | 135 | 2,06 |
500 | 135 | 2,00 |
750 | 135 | 2,01 |
1000 | 135 | 1,97 |
1250 | 135 | 1,95 |
1500 | 135 | 1,90 |
1750 | 135 | 1,92 |
2000 | 135 | 1,86 |
2250 | 140 | 1,98 |
2500 | 140 | 1,91 |
2750 | 140 | 1,85 |
3000 | 140 | 1,84 |
3250 | 145 | 2,12 |
3500 | 145 | 2,08 |
3750 | 145 | 1,97 |
4000 | 145 | 1,84 |
4250 | 145 | 1,80 |
4500 | 145 | 1,70 |
4750 | 145 | 1,52 |
Hier belief sich die mittlere Leistung auf 1,90 Mol IPA/l'h
und die Gesamtleistung auf 542 kg IPA/l.
Die Vergleiche von Beispiel 4 und 5 wurden nach der angegegebenen Dauer abgebrochen, obwohl die Aktivität des Katalysators
noch keineswegs erschöpft war und seine Leistung, wio Beispiel 3 zeigt, durch weitere Temperaturerhöhung im·
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2U7737
Falle der Arbeitsweise nach Beispiel 5 noch wesentlich gesteigert werden konnte.
Wie diese Beispiele zeigen, steigen bei der "leistungskonstanten" Verfahrensweise der Erfindung Gesamtleistung und
nutzbare Lebensdauer der Katalysatoren beträchtlich an. Dabei ist es möglich und vorteilhaft, den Alkoholgehalt im
flüssigen Reaktionsgemisch am Reaktorausgang oder im nachfolgenden
Absitzgefäß anhand der Dichte, des Brechungsindex1
oder einer ähnlichen Bezugsgröße fortlaufend zu messen und diesen Meßwert zur selbstätigen Nachsteuerung der Heiz- oder
Kühleinrichtungen, Wärmetauscher und dgl., die die mittlere
Reaktionstemperatur regeln, zu verwenden.
3ü9813/1151
Claims (3)
1) Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von niederen Alkoholen, insbesondere Isopropanol, durch katalytische
Hydratation von niederen Olefinen, insbesondere Propen, in Gegenwart stark saurer, ggf. makroretikulärer Kationaustauscherharze
als Katalysator, vorzugsweise in einer Rieselsäule, in der ein Festbett des Katalysators von den
flüssigen oder gasförmigen Reaktanten bei einer Temperatur von etwa 120 - 1800C, unter einem Druck von etwa 60 atü
mit einer Querschnittsbelastung des Reaktionsrohrs von etwa 1 - 40, vorzugsweise etwa 5-25 Mol Wasser pro cm
Rohrquerschnittsfläche und Stunde von oben nach unten durchströmt wird, wobei das Molverhältnis Wasser : Olefin
etwa 1 - 30 : 1 und vorzugsweise etwa 10 - 20 : 1 beträgt, dadurch gekennzeichnet, daß die
Reaktionstemperatur allmählich derart erhöht wird, daß die Leistung des Katalysators (in Mol Alkohol pro 1 Katalysator
und Stunde) innerhalb der nutzbaren Lebensdauer stets oberhalb eines vorgegebenen Mindestwerts liegt.
2) Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet,
daß anfänglich mit einer Reaktionstemperatur von 120 - 1500C, vorzugsweise 130 - 1400C,
gearbeitet wird.
3 J 9 δ 1 3 / 1 1 5 1
3) Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch
gekennzeichnet , daß die Erhöhung der Reaktionstemperatur
anhand der Alkoholkonzentration im Reaktorablauf .vorgenommen wird.
3J9813/1151
Priority Applications (5)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
DE19712147737 DE2147737C3 (de) | 1971-09-24 | Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von niederen Alkoholen, insbesondere Isopropanol | |
NL7303010A NL7303010A (de) | 1971-09-24 | 1973-03-02 | |
FR7308631A FR2220497A1 (en) | 1971-09-24 | 1973-03-09 | Low alcohols prodn. - esp. isopropanol, by catalytic hydration of low alkenes |
BE128667A BE796626A (fr) | 1971-09-24 | 1973-03-12 | Procede continu de production d'alcools inferieurs |
JP48033399A JPS49126607A (de) | 1971-09-24 | 1973-03-23 |
Applications Claiming Priority (3)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
DE19712147737 DE2147737C3 (de) | 1971-09-24 | Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von niederen Alkoholen, insbesondere Isopropanol | |
NL7303010A NL7303010A (de) | 1971-09-24 | 1973-03-02 | |
JP48033399A JPS49126607A (de) | 1971-09-24 | 1973-03-23 |
Publications (3)
Publication Number | Publication Date |
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DE2147737A1 true DE2147737A1 (de) | 1973-03-29 |
DE2147737B2 DE2147737B2 (de) | 1976-06-24 |
DE2147737C3 DE2147737C3 (de) | 1977-02-10 |
Family
ID=
Cited By (1)
Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4340769A (en) * | 1972-07-11 | 1982-07-20 | Deutsche Texaco Aktiengesellschaft | Process for the continuous production of lower aliphatic alcohols |
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Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
US4340769A (en) * | 1972-07-11 | 1982-07-20 | Deutsche Texaco Aktiengesellschaft | Process for the continuous production of lower aliphatic alcohols |
Also Published As
Publication number | Publication date |
---|---|
JPS49126607A (de) | 1974-12-04 |
BE796626A (fr) | 1973-09-12 |
NL7303010A (de) | 1974-09-04 |
FR2220497B1 (de) | 1977-02-04 |
FR2220497A1 (en) | 1974-10-04 |
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Date | Code | Title | Description |
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C3 | Grant after two publication steps (3rd publication) | ||
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