DE2301208C3

DE2301208C3 - Verfahren zur Herstellung von Alkoholen durch Hydratisierung von Olefinen mit 2 - 3 C-Atomen

Info

Publication number: DE2301208C3
Application number: DE2301208A
Authority: DE
Inventors: August Dipl.-Chem. Dr. 4690 Herne Sommer; Martin Dipl.-Ing. 4660 Gelsenkirchen-Buer Urban
Original assignee: Chemische Werke Huels AG
Current assignee: Huels AG
Priority date: 1973-01-11
Filing date: 1973-01-11
Publication date: 1979-12-13
Also published as: JPS505308A; DE2301208A1; FR2324601B1; NL178682C; NL7400335A; FR2324601A1; GB1455771A; JPS5740125B2; BE809632A; NL178682B; DE2301208B2; US3953533A; CA1029044A

Description

Die Erfindung betrifft ein vereinfachtes wirtschaftliches Verfahren zur Herstellung und Reinigung von Alkoholen mit 2 und 3 C-Atomen, wobei das molare Wasser/Olefin-Verhältnis bei relativ niedriger Temperatur sehr klein gehalten wird, hauptsächlich nur leicht vom Alkohol abtrennbare Nebenprodukte in geringer Konzentration entstehen und das im Hydratisierungsprozeß benötigte Wasser hauptsächlich aus Brüdenkondensat besteht, welches zusammen mit den in Lösung befindlichen Nebenprodukten direkt in die Synthese zurflckgeführt wird.

Die katalytische Hydratisierung von Äthylen bei Temperaturen von insbesondere 270—290°C und Drücken von insbesondere 60—80 atü sowie von Propylen bei Temperaturen von insbesondere 170—240⁰C und Drücken von insbesondere 25—40 atü ist seit langem bekannt und wird großtechnisch angewandt Die molaren Wasserverhältnisse (Prozeßwasser/Reaktant) liegen dabei beim Äthanolverfahren zwischen 0,6—1,0:1 und beim Isopropanolverfahren bei 0,4—1,0:1. Als Katalysator wird insbesondere Phosphorsäure auf verschiedenen Trägermaterialien, wie Be η ton it, Diatomeenerde, Aluminiumsilikate u. dgl., verwendet.

Die Reaktionsführung unter den obengenannten bekannten Bedingungen läßt bei hohem Prozeßwasseranteil und hohen Energiekosten als Nebenprodukte im wesentlichen Äther, Aldehyde, Ketone, Butanole, höhere sekundäre und tertiäre Alkohole und höhere Kohlenwasserstoffe entstehen. Da diese Nebenprodukte von dem entsprechenden Alkohol, nämlich Äthanol respektive Jsopropanol, durch extraktive Destillation nicht vollständig abgetrennt werden können, muß die Reinigung des erzeugten Rohalkohols bei hohen Qualitätsanforderungen sowohl extraktiv als auch destillativ mit hohem Energie- und Investitionsaufwand durchgeführt werden. Insbesondere sekundäre und tertiäre höhere Alkohole lassen sich nicht vollständig von den gewünschten Erzeugnissen abtrennen. An-

t ο dererseits ist, obwohl ein bestimmter Markt voruegt, die Aufarbeitung der Nebenprodukte infolge der hohen Kosten nicht lohnend, so daß sie verworfen oder verbrannt werden müssen. So werden je nach der Aktivität und Fahrweise des Katalysators 5—8% des

is eingesetzten Olefins (Äthylen alternativ Propylen) zu Nebenprodukten umgesetzt und somit erheblich entwertet

Es war daher Aufgabe der Erfindung, ein Verfahren zur Alkoholsynthese zu entwickeln, bei dem nahezu ausschließlich nur solche Nebenprodukte entstehen, die leicht durch einfache Waschextraktion vom jeweils erzeugten Alkohol abtrennbar sind und außerdem in der Reaktionsstufe nur bis zu einer geringen Gleichgewichtskonzentration erzeugt werden. Der Anfall neuge- bildeter Nebenprodukte sollte dabei unter 1 %, bezogen auf den jeweils gebildeten Alkohol, liegen.

Es wurde nun ganz überraschend gefunden, daß bei Einhaltung bestimmter Reaktionsbedingungen hinsichtlich Temperatur, Druck und molarem Wasser/Olefin-

jo Verhältnis in der Alkoholsynthese bereits waschextraktiv ausschließlich leicht abtrennbare Verunreinigungen entstehen und daß bei Rückführung der wasserlöslichen Verunreinigungen mit dem Waschwasser in den Reaktor nur eine sehr geringe Neubildung dieser Nebenpro- dukte auftritt

Gegenstand der Erfindung ist daher ein Verfahren zur Herstellung von Alkoholen durch Hydratisierung von Olefinen mit 2—3 C-Atomen mittels phosphorsäurehaltigen Trägerkatalysatoren zu den entsprechenden Alkoholen, dadurch gekennzeichnet daß bei der Hydratisierung von Olefinen mit 2 C-Atomen das molare Wasser/Olefin-Verhältnis 0,i—0,3 :1, die Reaktionstemperatur 190—230⁰C, der Reaktionsdruck 60—80 atü und bei der Hydratisierung von Olefinen mit 3 C-Atomen das molare Wasser/OIefin-Verhältnis 0,1—0,2 :1, die Reaktionstemperatur 140-170⁰C und der Reaktionsdruck 20—45 atü beträgt und wobei neben dem Alkohol nur wasserdampfflüchtige Nebenprodukte entstehen, die in einer Waschextraktionsko- lonne vom Alkohol abgetrennt und so, wie sie am Kopf dieser Kolonne nach Abtrennung des Olefins in wäßriger Lösung ohne organische Phase anfallen, wieder dem Syntheseprozeß zugeführt werden.

Bei der Hydratisierung von Äthylen zu Äthanol sind

also die folgenden Bedingungen zu wählen:

Temperaturbereich 190-230⁰C Molares Wasser/Äthylen-Verhältnis 0,1 - 0,3 :1 Reaktionsdruck 60-80 atü

Bei der Hydratisierung von Propylen zu lsopropanol sind also die folgenden Bedingungen zu wählen:

Temperaturbereich 140—170⁰C

Molares Wasser/Propylen-Verhältnis 0,1 —0,2 :1 Reaktionsdruck 20—45 atü

Unter den genannten Bedingungen entstehen im Gegensatz zu bekannten Verfahren ausschließlich waschextraktiv leicht abtrennbare Verunreinigungen.

Wenn die in der Waschextraktion zusammen mit viel Wasser abgetrennten Verunreinigungen in wäßriger Lösung so, wie sie am Kopf der Waschextraktionskolonne, ohne sich gegebenenfalls abtrennende organische Schichten, anfallen, in den Kreislauf wieder zurückgeführt werden, dann liegt nach Erreichen eines Gleichgewichts die Gesamtmenge der Verunreinigungen, die neu gebildet werden, weit unter 1%. Durch diesen Verfahrensschritt ist es möglich, die Selektivität der Reaktion sowohl bei der Synthese von Äthanol als auch bei der Synthese von Isopropanol so weit zu steigern, daß Prozeßausbeuten oberhalb von 99,5% der Theorie, bezogen auf verbrauchtes Olefin, erreicht werden.

Das aus dem Synthecekreislauf entspannte Reak- is tionsgemisch, im wesentlichen bestehend aus dem zu bildenden Alkohol, Äther, Aldehyden, Keton, Kohlenwasserstoff, Olefin und Wasser, wird zwecks Abtrennung der' Nebenprodukte und des nicht umgesetzten, durch Lösung im Reaktionsgemisch enthaltenen Olefins in einer Extraktionskolonne entspannt Die zur Herstellung des frei von Nebenprodukten erhaltenen Sumpfproduktes in Form von ca. lO°/oigem Äthanol-Wasserbzw. Isopropanol-Wasser-Gemisches in der Extraktionskolonne benötigten Energiemengen werden auf 50—150 kg Dampf/100 Ltr. reinen Alkohol eingestellt Das Verhältnis von Heizdampf, Speisung und Waschwasser wird dabei so festgelegt, daß die aus dem obersten Kolonnenboden aufsteigenden Brüden einen Alkoholgehalt von nur 2—10%, bezogen auf das jo Gemisch Alkohol, Nebenprodukte und Wasser aufweisen. Zusätzlich geht unter den gegebenen Reaktionsbedingungen nicht kondensierbares Olefin über Kopf, welches nach der Kondensation in einem Abscheidebehälter von dem Gemisch aus Alkohol, Wasser und J5 Nebenprodukten abgetrennt und in die Synthese zurückgeführt wird.

Da der Wasserdampfgehalt der Brüden, bezogen auf das jetzt vorliegende Gemisch aus Nebenprodukten, Alkohol und Wasser, über 85% beträgt, verläßt damit, zusammen nit den Nebenprodukten, im wesentlichen Wasserdampf den Kopf der Extraktionskolonne. Bei Rückführung dieses in sehr verdünnter Form vorliegenden Gemisches aus Nebenprodukten (ca. 8,5%), Alkohol (ca. 3%) und Wasser (ca. 88,5%) in die Synthese wird dort damit die Gesamtmenge oder zumindest ein Großantei! des erforderlichen Prozi ßwassers aus dem Waschwasser gestellt Da das obenerwähnte Waschwasser aus einer nachgeschalteten Einrichtung, die zur Entwässerung des Alkohols dient, stammt Hegt praktisch für die genannten Reaktions- und Reinigungsteile ein geschlossener Wasserkreislauf vor. Werden nämlich bc'jn Äthanolprozeß entsprechend dem molaren Wasser/OIefin-Verhältnis von 0,1 -03 :1 0,8—2,4 m³ Prozeßwasser/t Äthanol und beim Isopropanolprozeß bei einem molaren Wasser/Olefin-Verhältnis von 0,1 —0,2 :1 0,65—13 m³ Prozeßwasser/t Isopropanol eingesetzt so kann besonders im bevorzugten unteren molaren Arbeitsbereich der Prozeßwasserbedarf der Synthese ausschließlich durch das mit den μ Nebenprodukten zurückgeführte Wasser gedeckt werden.

Damit wird bei Rückführung des Kopfproduktes der Extraktionskolonne als wäßrige Lösung von Nebenprodukten ohne organische Phase nicht nur die Ausbeute (,<-, und Selektivität des Prozesses wesentlich gesteigert, sondern auch die Produktionskosten durch Fortfall von frisch einzuspeisenden· Prozeßwasser erheblich gedrückt Infolge der bei tiefen Reaktionstemperaturen erhöhten Selektivität der Hydratisierungsreaktion, aber — bedingt durch eine Verschiebung der Gleichgewichtslage — wesentlichen Erhöhung der Ätherbildung, ist die Betriebsweise bei geringen Temperaturen und geringen Wasser/OIefin-Verhältnissen dann erst wirtschaftlich, wenn durch Rückführung von insbesondere Äther und anderen Nebenprodukten die Konzentration dieser Komponenten im Eintritt des Reaktors schon nahe der Gleichgewichtsreaktion liegt und somit keine Nachbildung mehr erfolgt Damit ist neben dem obenerwähnten geschlossenen Wasserkreislauf praktisch auch ein geschlossener Kreislauf von Nebenprodukten erzielt

In vorteilhafter Weise kann außerdem, wie bereits erwähnt, das nichtumgesetzte Olefin aus der Entspannung am Kopf der Extraktionskolonne von der wäßrigen Lösung der Nebenprodukte abgetrennt und anschließend der Synthese zugeführt werden.

Die Vorteile des erfindungsgemäßen Verfahrens werden wie folgt zusammengefaßt:

a.) Die Ausbeute des Synthese-Prozesses in bezug auf umgesetztes Äthylen zu Äthanol bzw. Propylen zu Isopropanol steigt auf Werte 99,5% derTheerie.

b.) Die Endprodukte in Form von wäßrigem Äthanol bz«. Isopropanol sind ausschließlich durch waschextraktive Reinigung bevorzugt in der Entspannung hergestellt Sie sind von sehr hoher Qualität

α) Es tritt eine erhebliche Reduktion von Investitionskosten auf, da erstens für die im Gegenstrom aufgeheizten Reaktoreintrittsgase bzw. abgekühlten Reaktoraustrittsgemische bei geringer Reaktionsternperatur und geringem Prozeßwasserverbrauch (geringes molares Verhältnis) geringere Flächen für den Wärmeaustausch benötigt werden und zweitens eine Einsparung von zwei weiteren Destillationskolonnen zur Abtrennung von Kohlenwasserstoffen und höheren Alkoholen und Aldehyden eintritt

d.) Es tritt eine erhebliche Reduktion von Energie- und Hilfsstoffkosten auf, da die Prozesse bei vergleichsweise extrem niedrigen Temperaturen und molaren Wasser/OIefin-Verhältnissen gefahren werden und damit wie erwähnt, wesentlich selektiver sind. Die Betriebsweise wäre jedoch unwirtrchaftlich. durch die Rückführung der sich bildenden Nebenprodukte, insbesondere Äther, in wäßriger Lösung — ohne organische Phase — so, wie sie bei der Waschextraktion anfallen, wenn die Neubildung dieser Nebenprodukte, insbesondere Äther, im Reaktor nicht oder teilweise verhindert würde.

e.) Die Korrosion und das Problem des Zuwachser.s von Syntheseapparaten (vornehmlich im überhitzten Gebiet) reduziert sich erheblich dadurch, daß bei dem tiefen Temperaturniveau weniger Säure und damit weniger in dieser Säure lösbare Komponenten des Katalysatorträgers den Reaktionsraum verlassen.

Prozeßbeschreibung

Nichtumgesetztes Olefin 1 und Frischolefin 2 werden mit der in der Fxtraktionskolonne 13 über Kopf gezogenen Lösung von Nebenprodukten in Wasser 17, die mit Pumpe 12 über Leitung 3 der Synthese

rückgeführt werden, gemischt. Das Gemisch gelangt durch Leitung 4 und Wärmeaustauscher 5 nach Passieren des Überhitzers 6 in den Reaktor 7.

Das mit dem jeweiligen Alkohol beladene Reaktionsgemisch, bestehend aus nichtumgesetztem Olefin, "' Alkohol, Nebenprodukten und nichtumgesetztem Prozeßwasser, wird über Leitung 27 dem Wärmeaustauscher 5 zugeleitet und hierin soweit wie möglich abgekühlt, um möglichst viel Alkohol aus dem Reaktionsgemisch auszukondensieren. Nach Passieren eines Nachkühlers 15 gelangt das 2-Phasen-Gemisch in den Gaswäscher 8, in dem das nichtumgesetzte Olefin mit Wasser aus Leitung 18 nahezu frei von Alkohol gewaschen wird.

Das ausgewaschene Olefin verläßt als Umlaufgas r> durch Leitung 19 den Gaswäscher und wird durch Umlaufkompressor 20 dem Reaktionssystem wieder zugeführt.

neben dem erzeugten Alkohol. Nebenprodukten und -'« Wasser (nichtumgesetztes Prozeßwasser und Waschwasser) unter Druck gelöstes Olefin, das bei der Entspannung in die Extraktionskolonne 13 aus der Flüssigkeit ausgast. Die Extraktionskolonne 13 wird mit besagten Dampfmengen durch den Umlaufverdampfer r> 16 derart beheizt, daß den Kolonnensumpf durch Leitung 11 ein frei von Nebenprodukten und Olefin vorliegendes Gemisch aus Alkohol (ca. 10%) und Wasser verläßt. Zwecks Entwässerung des Alkohols wird das Produkt der Leitung 11 einer diesbezüglichen in Nebenanlage zugestellt.

Neben dem genannten Waschwasser 18, das im Gaswäscher 8 Anwendung findet, wird aus der genannten Nebenanlage durch Leitung 28 zusätzliches Waschwasser in den Prozeß eingeführt und durch ¥■> Leitung 10 der Extraktionskolonne zugeführt. Die mit Waschwasser behandelten Brüden der Kolonne werden im Kühler 14 partiell kondensiert und dem Abscheider 21 zugeleitet. Als Kopfprodukt wird diesem das nichtverflüssigte Olefin durch Leitung 24 entnommen, von Rückgasverdichter 25 entsprechend komprimiert und durch Leitung 26 dem Umlaufeas aus Kompressor

20 zugemischt.

Wasserunlösliche Nebenprodukte, die im Abscheider

21 dekantieren, werden über einen Seitenabzug durch Leitung 22 entnommen und mit Pumpe 23 der ihnen vorgesehenen Verwendung zugeführt.

Beispiel 1 _M

Die Syntheseprodukte bekannter direkter Hydratationsprozesse zur Erzeugung von Äthanol und Isopropanol enthalten Nebenprodukte, die sich, bezogen auf den zu bildenden Alkohol, bis zu folgenden Mengen bilden:

at) Äthanolprozeß (Stand der Technik)

60

Voraussetzung:	70 atü
Reakt Jonsdruck	280° C
Reaktionstemperatur	0,6:1
molares Wasser/
Äthylenverhältnis	1000 NmVh pro m³
Umlaufgas	Katalysator
	H₃PO₄ auf säurebe-
Katalysatortyp	handeiten Bentonit-
	trägern gemäß
	DE-PS 11 56 772

Nebenprodukte:	3,0 Gew.-%	70 atü	40 atü
Diäthyläther	1,5 Ge^-*.-°/o	220° C	160°C
Kohlenwasserstoffe		0,25:1	0,15 : 1
(bis C₆)	1,5 Gew.-o/o
Acetaldehyde	1,0 Gew.-%	ΙΠΠΟ Nm3/h r»rv\ m₃	800 NmVh pro m³
Butanole	1,5 Gew.-o/o	Katalysator	Katalysator
sonstige (Polymere)	ler Technik)	H₃PO₄ auf säurebe	H₃PO₄ auf säurebe-
bi) Isopropanolprozeß (Stand c		handelten Bentonit-	handeiten Bentonit-
Voraussetzung:	40 atü	trägern gemäß	trägern gemäß
Reaktionsdruck	240° C	DE-PS 11 56 772	DE-PS 11 56 772
Reaktionstemperatur	0,4:1
molares Wasser/		5,00 Gew.-o/o
Propylenverhältnis	800 NmVh pro m³	0,01 Gew.-⁰'
Umlaufgas	Katalysator
	H₃PO₄ auf säurebe	0,01 Gew.-o/o
Katalysatortyp	handelten Bentonit-	0,01 Gew.-%
	I rö itorn rromöR ""ö"** to·««·»··»*	nicht nachweisbar
	DF-PS 11 56 772	b?) Isopropanolprozeß (Erfindung)
		Voraussetzung:
Nebenprodukte:	3,0 Gew.-%	Reaktionsdruck
Diisopropyläther	2,0 Gew.-%	Reaktionstemperatur
Kohlenwasserstoffe		molares Wasser/
(bis C₆)	2,0 Gew.-o/o	Propylenverhältnis
höhere Alkohole	0,5 Gew.%	Umlaufgas
Aceton	0,5 Gew.-%
sonstige (Polymere)	Dü.-ch erfindungsgemäß geänderte Betriebsbe	Katalysatortyp
	dingungen wie

1. tiefere Reaktionstemperaturen und
2. geringere molare Wasier-Olefin-Verhältnisse
ändert sich die Zusammensetzung und Menge de
Nebenprodukte wie folgt:
82) Alkanolprozeß (Erfindung)
Voraussetzung:
Reaktionsdruck
Reaktionstemperatur
molares Wasser/
Äthylenverhältnis
I Imlüiifooc

Katalysatortyp



Nebenprodukte:
Diäthyläther
Kohlenwasserstoffe
(bis C₆)
Acetaldehyde
Butanole
sonstige (Polymere)

Nebenprodukte:

Diisopropylätlier
Kohlenwasserstoffe

(bis C₆)

höhere Alkohole
Aceton

5,00 Gcw.-% 0,01 Gew.-%

0.02 Gew.-% Spuren

Wasser	5838.0 kg/h	73.75 Gew.-%
Äthanol	1980,0 kg/h	25,00 Gew.-%
Diäthyläther	99,0 kg/h	1,25 Gew.-%
Kohlenwasserstoffe	0,2 kg/h	—
Acetaldehyd	0.2 kg/h	—
Butanole	2.0 kg/h	—

Wasser
Äthanol
Diäthyläther

1050,0 kg/h 35.6 kg/h 99.0 kg/h

Acetaldehyd
Butanol

0.2 kg/h 2,0 kg/h

88,5 Gew.-o/o 3,0 Gew.-% 8,3 Gew.-°/o

0,2 Gew.-°/o Den Sumpf der Kolonne Alkohol in wäßriger Lösung:

verläßt ca. 10.0%iger

Wasser Äthanol Sonstiges

sonstige (Polymere) nicht nachweisbar

Oin angegebenen Nebenprodukte sind jeweils in einem Alkohol-Wasser-Gemisch enthalten, das in seiner Konzentration folgende Richtwerte aufweist:

iii) Äthanolkonzentration 8—11 (Jew.-⁰/»

bi) Isopropanolkonzentration 7— 10 Gcw.-%

a?) Äthanolkonzentration 23 — 27 Gcw.%

b.>) Isopropanolkonzentration 23 — 27 Gew.-%

Beispiel 2

Die Reinigung von Alkoholgemischcn, wie sie unter a.i) bzw. b2) spezifiziert sind, kann ausschlicUlich extraktiv wie folgt durchgeführt werden:

1. Äthanolprozeß — Zusammensetzung a?)

In einer Extraktionskolonne, bestehend aus insgesamt 55 Böden, wird Rohäthanol mit Nebenprodukten auf den 40. Kolonnenboden aufgefahren.

Die Speisung setzt sich wie folgt zusammen:

Am 55. Boden werden 12,1 mVh Waschwasser eingespeist. Die den Kopf der Kolonne verlassenden Brüden scizen sich wie folgt zusammen:

16 868.1 kg/h 1 944,1 kg/h Spuren

89.7 Gcw.-% 10,3 Gew.-°/o

2. Isopropanolprozeß — Zusammensetzung bi)

Pur die Isopropanolfahrweise sehen die entsprechen den Werte wie folgt aus:

Speisung	5 840,7 kg/h	nicht	-	73.75 Ge\v.-%
Wasser	1 980.1 kg/h	nachweisbar		25,00 Gcw.-%
Isopropanol	99,0 kg/h		16 888,2 kg/h	1,25 (}cw.-%
Diisopropyläther	0,2 kg/h	12 080.0 kg/h	1 945,1 kg/h	—
Kohlenwasserstoffe	0,2 kg/h		Spuren	—
n-Propanol	0.2 kg/h	1 032.1 kg/h		_
Hexanol	35,0 kg/h	—
Aceton	99,0 kg/h
	0,2 kg/h
Waschwasser	0,4 kg/h
Wasser
Kopfprodukt	88,5 Gew.-%
Wasser	3,0 Gew.-%
Isopropanol	8,5 Gew.-%
Diisopropyläther	—
Kohlenwasserstoffe	—
höhere Alkohole	—
Aceton
Sumpfprodukt	89,7 Gew.-%
Wasser	10,3 Gew.-o/o
Isopropanol
Sonstiges

Beispiel 3

Gemische, wie unter ai) und bi) spezifiziert, lassen sich selbst bei erheblich gesteigerter Dampfleistung in der Extraktionskolonne und damit erheblich vergröß.·*-- ten Alkoholverlusten üb.τ Kopf der Kolonne nicht nlldin ovtrolrtiv rpiniCTfm Im ^umr*f Ar*r Fviralftirinc-

kolonne verbleiben Komponenten, die eine Nachreinigung unbedingt erforderlich machen.

Äthanolprozeß

Wasser

Äthanol

Diäthyläther

Kohlenwasserstoffe

Acetaldehyd

Butanole

Polymere

Wasser

Äthanol

Diäthyläther

Kohlenwasserstoffe

Acetaldehyd

Butanol

Polymere

Dünnsprit-Speisung

5837,7 kg/h 73.1 Gew.-%

1979,7 kg/h

59,4 kg/h

29,7 kg/h

29.7 kg/h

19.8 kg/h

29,7 kg/h 24.8 Gew.-% 0,7 Gew.-% 0,4 Gew.-% 0.4 Gew.-% 0.2 Gew.-% 0,4 Gew.-%

Kopf Extraktionskolonne

962,0 kg/h 375,0 kg/h

59.4 kg/h

27.7 kg/h

29.5 kg/h

17.8 kg/h 27,7 kg/h 64,2 Gew.-% 25,0 Gew.-o/o 4,0 Gew.-°/o 1,8 Gew.-% 2,0 Gew.-% 1,2 Gew.-% 1,8 Gew.-o/o

Waschwasser 12 081,2 kg/h

Sumpf Extraktionskolonne

16 956,0 kg/h 1 604,7 kg/h

2,0 kg/h 0,2 kg/h 1,0 kg/h 2,0 kg/h

91,4Gew.-% 8,6 Gew.-%

Das Sumpfprodukt weist demnach keine ausreichende Qualität auf.

10

bi) Isopropanolpro/eß

	Dünnsprit-Speisung	73,3	66.6	Oew.-%	Waschwasser
Wasser	5840,7 kg/h	24,8	?^ri,0	Gew.-"/o	1? 079,6 kg/h
Isopropanol	1980,1 kg/h	0,7	3.9	Gew.-%
Diisopropyläther	59,4 kg/h	0,5	2.4	Gcw.-%
Kohlenwasserstoffe	39,6 kg/h	0,5	0.7	Gew.-%
höhere Alkohole	39,6 kg/h	0,1	0.7	Gew.-%
Aceton	9,9 kg/h	0,1	0.7	Gcw.-%
Polymere	9,9 kg/h
	Kopf	Lxtraktionskolonnc		Sumpf
	1000,J kg/Ii	Gew.-%	F.xtraktionskolonnc
Wasser	375,0 kg/h	Gew.-%	16 920,0 kg/h 91,4 Gew.-%
Isopropanol	59.4 kg/h	(iew.-%	I 605,1 kg/h 8,6 Gew. %
Diisopropylüther	35.6 kg/h	Gew.-%	— —
Kohlenwasserstoffe	9.9 kg/h	Gew.-%	4.0 kg/h -
höhere Alkohole	9,9 kg/h	Gew.-%	29,7 kg/h -
Aceton	4.4 kg/h	Gew.-%	— —
Polymere	— —

Das Sumpfprodiikt weist demnach keine ausreichende Qualität auf.

Beispiel 't

Die F.nergiekosten und/bzw. Wärmeaustaiischflachen für die Aufheizung des Reaktionseintrittsstromes bzw. Abkühlung des Reaktoraustrittsgemisches sind bei den bisher bekannten Betricbszustanden wesentlich höher als bei den erfindungsgemäßen, wie durch folgendes Beispiel dargelegt wird.

l.Äthanolpro/.cß

a) Bei einem molaren Wasscr/Äthylenverhältnis von 0,6 : I werden pro Tonne Alkohol für die Aufheizung des Reaktoreintrittsgemisches von 60 auf 280°C

3,45 χ 10'· kcal/t

benötigt.

b) Bei einem molaren Wasser/Äthylenverhältnis von nur noch 0,25 :1 und Aiitheizung des Keaktoreintrittsgemisches von 60 auf nur noch 220⁰C werden

benötiL't.

2.24 χ 10" kcal/t

2. Isopropanolprozeß

a) Bei einem molaren Wasser/Propylenverhältnis von 0,4 : I werden pro Tonne Isopropanol bei der Aufheizung des Reaklionsgemisches von 90 bis auf 240° C

2,56 χ 10" kcal/t

benötigt.

b) Bei vergleichsweiser Aufheizung des Gemisches von 90 auf nur noch 160⁰C und einem molaren Wasser/Propylenverhältnis von nur noch 0,15 : 1 werden

1,33 χ 10* kcal/t

benötigt.

Daraus geht hervor, daß die erfindungsgemäße Betriebsweise wesentlich weniger Energiemengen und Alistauschflächen benötigt.

Beispiel 5

Durch erfindungsgemäß geänderte Betriebsbedingungen im Reaktionsteil sowie Rückführung der in wäßriger Form vorliegenden Nebenprodukte in die Synthese werden folgende Ausbeutesteigerungen erzielt:

1. Äthanolprozeß

Bei der Zusammensetzung des erzeugten Alkoholgemisches wie unter ai) werden nur 89,7% des eingesetzten Äthylens in Alkohol umgesetzt. Die verbleibenden lU,_S7o des Ätnyiens werden tür die Erzeugung der angegebenen Nebenprodukte benötigt.

Im Vergleich dazu wird bei der erfindungsgemäß geänderten Betriebsweise durch Rückführung der Nebenprodukte und geänderter Synthesefahrweise 99.85% Äthylen in Äthanol umgesetzt. Die Ausbeutesteigerung beträgt daher 10.15%.

2. Isopropanolprozeß

Die Vergleichswerte können wie folgt zusammengefaßt werden:

Ohne Rückführung der Nebenprodukte und Fahrweise bei bek?nnten Temperaturen und molaren Wasser/ Propylenverhältnissen werden

90,9%

des eingesetzten Propylens in das gewünschte Erzeugnis Isopropano! umgewandelt.

Bei Rückführung beträgt die Ausbeute 99,9%, so daß hier die Prozeßausbeute um 9% gesteigert worden ist.

Hierzu 1 Blatt Zeichnungen

Claims

Patentansprüche;

1. Verfahren zur Herstellung von Alkoholen durch Hydratisierung von Olefinen mit 2 und 3 C-Atomen mittels phosphorsäurehaltigen Trägerkatalysatoren zu den entsprechenden Alkoholen, dadurch gekennzeichnet, daß bei der Hydratisierung von Olefinen mit 2 C-Atomen das molare Wasser/ Olefin-Verhältnis 0,1—03 : l.die Reaktionstemperatur 190—230⁰C, der Reaktionsdruck 60—80 atü und bei der Hydratisierung von Olefinen mit 3 C-Atomen das molare Wasser/OIefin-Verhältnis 0,1 — 0,2 :1, die Reaktionstemperatur 140—170⁰C und der Reaktionsdruck 20—45 atü beträgt und wobei neben dem Alkohol nur wasserdampfflüchtige Nebenprodukte entstehen, die in einer Waschextraktionskolonne vom Alkohol abgetrennt und so, wie sie am Kopf dieser Kolonne nach Abtrennung des Olefins in wäßriger Lösung ohne organische Phase anfallen, wieder dem Syntheseprozeß zugeführt werden.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die zur Abtrennung der wasserdampfflüchtigen Nebenprodukte vom Alkohol notwendige Heizdampfmenge 50—150 kg Dampf/1001 reinen Alkohol beträgt

3. Verfahren nach Anspruch; 1, dadurch gekennzeichnet, daß die Waschextraktion zusammen mit der Entspannung des Rohalkohols durchgeführt wird.

4. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dad· Olefin aus der Entspannung am Kopf der Extraktionskolonne von Her wäßrigen Lösung der Nebenprodukte getrennt und der Synthese wieder zugeführt wird.