DE3628008C1 - - Google Patents
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Description
Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung
von tertiären Alkoholen mit 4 oder 5 Kohlenstoffatomen
durch Umsetzung eines iso-olefinhaltigen Kohlenwasserstoffstroms
mit Wasser in Gegenwart eines starksauren
Kationenaustauscherharzes, bei 30 bis 150°C, einem Reaktionsdruck
von 10 bis 50 bar und einem Molverhältnis von
Wasser zu tert-Olefin von 20-150 : 1, Abführung des Restgases sowie
des wäßrigen Alkohols und Gewinnung des Alkohols.
Es sind bereits verschiedene Verfahren zur Herstellung von
insbesondere tertiären Alkoholen durch Hydratisierung entsprechender
olefinisch ungesättigter Verbindungen in Gegenwart
von Kationenaustauscherharzen vom Sulfonsäuretyp bekannt.
Ausreichende Ausbeuten wurden nur dadurch erzielt,
daß Lösungsmittel als Lösungsvermittler zugesetzt wurden,
die dafür sorgen, daß Wasser und tert-Olefin eine einheitliche Phase
bilden, oder das Olefin in einer höheren Konzentration im Prozeßwasser
vorliegt. Erwähnt sei z. B. ein Verfahren, bei dem Isobuten oder ein
Isobuten enthaltender Kohlenwasserstoffstrom mit einer wäßrigen Lösung
einer organischen Säure in Gegenwart eines sauren Kationenaustauscherharzes
als Katalysator umgesetzt wird, siehe die DE-OS 24 30 470; ferner
ein Verfahren, bei dem dem Reaktionssystem ein einwertiger
Alkohol zugesetzt und ein Katalysator wie oben verwendet
wird, siehe japanische Patentanmeldung 137906/75. Gemäß der
US-PS 40 96 194 werden Glykol, Glykolether oder Glykoldiether
zugesetzt, und die JP-OS 59802/76 (Chemical Abstracts, Vol.
86, 1977, 86:19392 b) offenbart die Umsetzung in Gegenwart
polarer Lösungsmittel, insbesondere Dioxan.
In der DE-OS 30 29 739 werden mehrwertige Alkohole vom
Neopentyltyp und in der DE-OS 27 21 206 und DE-OS 30 31 702
Sulfone, z. B. Sulfolan, als Lösungsvermittler beschrieben.
Diese bekannten Verfahren zur Herstellung von tertiären Alkoholen,
insbesondere tert-Butylalkohol, durch Hydratisierung
von iso-Olefinen und insbesondere Isobuten besitzen
den Nachteil, daß sie Nebenprodukte erzeugen, wie Additionsprodukte
aus Isobuten und den zugesetzten organischen Säuren
oder organischen Lösungsmitteln, obgleich diese die Reaktionsgeschwindigkeit
in gewissem Ausmaß verbessern. Da
diese Nebenprodukte und zugesetzten Lösungsmittel Siedepunkte
in der Nähe von oder unterhalb des tert-Butylalkohols besitzen,
ist ihre Abtrennung und die Isolierung des tert-Butanols
von diesen Nebenprodukten und Lösungsmitteln sehr schwierig
und erfordert hohe Betriebskosten. Während das Verfahren nach
DE-OS 27 21 206 zur Herstellung von sec-Butanol durch Umsetzung
von Buten-1 und Buten-2 bei einer Temperatur von 100 bis
220°C gute Stabilität des verwendeten Lösungsmittels zeigt,
ist es unmöglich, auf diese Weise tert-Butanol in hoher Ausbeute
durch selektive Hydratisierung von Isobuten zu erzeugen,
da die mit anwesenden n-Olefine auch mit Wasser
reagieren und neben tert-Butylalkohol auch sec-Butylalkohol
und Isobuten-Dimere in größerem Umfang entstehen.
Bei Verwendung organischer Säuren wie z. B. Essigsäure,
müssen Maßnahmen zur Eingrenzung der Korrosionsprobleme vorgenommen
werden.
Gemäß DE-AS 11 76 114 werden Verfahren beschrieben, die
ohne Lösungsvermittler durchgeführt werden, die aber zu geringeren
Umsätzen oder zu geringeren Selektivitäten führen.
In der DE-OS 30 31 702 ist aus Tabelle 2, Seite 14, ersichtlich,
daß ohne Lösungsvermittler kaum wirtschaftlich brauchbare
Isobutenumsätze zu erzielen sind.
Der Erfindung liegt daher die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren
bereitzustellen, das es gestattet, durch Direkthydratation
von iso-Olefinen ohne den Zusatz von Lösungsvermittlern
und den damit verbundenen Nachteilen tertiäre Alkohole mit
guten Ausbeuten und Selektivitäten herzustellen.
Diese Aufgabe wird erfindungsgemäß durch die Merkmale des
Hauptanspruchs gelöst.
Hierbei kann man entweder im Sumpfphasenverfahren den Kohlenwasserstoffstrom
und das Prozeßwasser am Sumpf der jeweiligen
Reaktoren oder im Rieselverfahren die beiden Prozeßströme
am Kopf der jeweiligen Reaktoren zuführen. Vorzugsweise
führt man das erfindungsgemäße Verfahren in einem
Reaktorsystem durch, das 2 bis 10 und insbesondere 3
bis 5 Reaktoren umfasst.
Bei gleicher Fahrweise kann das erfindungsgemäße Verfahren
auch in einem einzigen Reaktor durchgeführt werden, der
mehrere Reaktorbetten als separate Reaktionszonen enthält,
wobei der eine Prozeßstrom von oben nach unten und der andere
Prozeßstrom von unten nach oben geführt und bei Durchströmung
der einzelnen Reaktionszonen im Gleichstrom die
Prozeßströme beim Sumpfphasenverfahren am Sumpf der jeweiligen
Zone und beim Rieselverfahren am Kopf der jeweiligen
Zone einleitet. Vorteilhafterweise wird der das Reaktorsystem
verlassende, im folgenden als "Restgas" bezeichnete
Kohlenwasserstoffstrom zur Entfernung des Alkohols
mit Wasser gewaschen und dieses dann als Prozeßwasser oder
Teil des Prozeßwassers eingesetzt.
Der als Nebenprodukt gebildete sekundäre Alkohol kann als
Seitenstrom bei der Azeotropierung des tertiären Alkohols
aus der Vorentwässerungskolonne entfernt werden. Der Seitenabzug
erfolgt insbesondere wenige Böden, vorzugsweise 1 bis 7 Böden,
oberhalb des Einspeisbodens für den wäßrigen
Alkohol.
Es wurde somit gefunden, daß auch ohne die Zugabe von Lösungsvermittlern
hohe Isobutenumsätze und hohe Selektivitäten
erreicht werden können, und zwar können beim erfindungsgemäßen
Verfahren ohne jede Verwendung von Lösungsvermittlern
Isobutenumsätze von über 98% erzielt werden. Die
Selektivität des Verfahrens liegt bei 99 bis 99,9%. Das
den letzten Reaktor verlassende Restgas ist nach der Wasserwäsche
praktisch frei von Alkohol.
Das Verfahren der Erfindung weist aufgrund seiner Fahrweise
gegenüber den bekannten Verfahren den Vorteil aus, daß auch
bei Kohlenwasserstoffgemischen mit niedrigem iso-Olefingehalt
das iso-Olefin fast vollständig umgesetzt wird.
Die vorliegende Erfindung stellt somit ein Verfahren zur Herstellung
von tertiären Alkoholen, insbesondere von tert-Butylalkohol
(TBA) bereit, bei welchem ein C₄- oder C₅-Isoolefin
oder ein isoolefinhaltiger Kohlenwasserstoffstrom, vorzugsweise
Isobuten oder ein isobutenhaltiger Kohlenwasserstoffstrom,
mit Wasser in Gegenwart eines starksauren
Kationenaustauscherharzes, insbesondere eines solchen vom Sulfonsäuretyp,
umgesetzt wird. Das Verfahren ist dadurch gekennzeichnet,
daß der isoolefinhaltige Kohlenwasserstoffstrom am Sumpf
des ersten Reaktors und das Prozeßwasser am Sumpf des letzten
Reaktors zugeführt wird. In den einzelnen Reaktoren befinden
sich Prozeßwasser und Kohlenwasserstoffstrom zwar im Gleichstrom,
jedoch wird das Prozeßwasser vom letzten zum ersten
Reaktor kaskadenartig im Gegenstrom zum Kohlenwasserstoffstrom
geführt, der das Reaktorsystem vom ersten bis zum letzten
Reaktor durchströmt.
Am Kopf des ersten Reaktors wird ein wäßriger Alkohol abgezogen
und daraus durch Destillation der Alkohol gewonnen. Je
nach Reaktionsbedingungen hat der gewonnene Alkohol
eine Reinheit von 99 bis 99,9%. Neben SBA kann der
gewonnene TBA noch geringste Mengen dimere Verbindungen
enthalten. Solche Diisobutene sind im C₄-Raffinat
und nicht in dem aus der Wasserphase gewonnenen
TBA enthalten.
Das Verfahren kann auch als Rieselverfahren in der erfindungsgemäßen
Fahrweise betrieben werden. Dabei wird der
iso-olefinhaltige Kohlenwasserstoffstrom am Kopf des ersten
Reaktors eingespeist. Das Prozeßwasser wird am Kopf des
letzten Reaktors eingespeist, am Sumpf dieses Reaktors abgezogen
und gegenläufig zum Kohlenwasserstoffstrom am Kopf
des nächsten Reaktors erneut eingesetzt. Durch eine jeweilige
Phasentrennung in den einzelnen Reaktoren kann die
erhaltene wäßrige Phase gewonnen und in die weiteren Reaktoren
eingeleitet werden. Am Sumpf des ersten Reaktors
wird schließlich der wäßrige Rohalkohol gewonnen und
destillativ aufbereitet. Am Sumpf des letzten Reaktors wird
ein Restgas abgezogen, das nur noch wenig Isobuten enthält.
Das Verfahren der Erfindung weist aufgrund seiner Gegenstrom-
Fahrweise gegenüber den bekannten Verfahren, die die
Prozeßströme im Gleichstrom durch das aus einer oder mehreren
Reaktionszonen bestehenden Reaktorsystem führen, neben
hohen Olefinumsätzen und hoher Selektivität einen weiteren
Vorteil auf. Da das Verteilungsgleichgewicht von
TBA zwischen der wäßrigen Phase und der Kohlenwasserstoffphase
unter den gewählten Reaktionsbedingungen etwa 1 : 3,5
beträgt, enthält das Restgas bei Gleichstrom-Fahrweise des
Standes der Technik hohe Anteile an TBA (12 bis 30%). Zur
Abtrennung von TBA aus dem Restgas müßte daher eine mehrstufige
Extraktion oder eine Destillation angewandt werden.
Beim erfindungsgemäßen Verfahren enthält das Restgas
beim Verlassen des letzten Reaktors lediglich 0,2 bis 2,5%
TBA. Durch eine Nachwaschung mit dem Prozeßwasser oder einem
Teil desselben (etwa in einem Gegenstromreaktor) kann das
Restgas praktisch TBA-frei (<0,1% TBA) erhalten werden.
Die Abtrennung von TBA aus dem Prozeßwasser wird in einer
Destillationskolonne durchgeführt, wobei am
Kopf der Kolonne ein azeotroper TBA mit 12% Wasser anfällt
und am Sumpf der Kolonne überschüssiges Prozeßwasser abgezogen
und dem letzten Reaktor erneut zugeführt wird.
Das Verfahren der Erfindung arbeitet unter den sonst bekannten
Bedingungen. Die Temperatur beträgt 30 bis 150°C,
vorzugsweise 60 bis 110°C. Der Reaktionsdruck beträgt 10
bis 50 bar, vorzugsweise 10 bis 20 bar. Die Gesamt-LHSV
beträgt 0,2 bis 5 Stunden-1, vorzugsweise 0,2 bis 2 Stunden-1.
Das Molverhältnis von Wasser zu Isobuten beträgt 20-150 : 1,
vorzugsweise 40-90 : 1.
Ausführungsbeispiele der Erfindung sind in den Zeichnungen
dargestellt und werden im folgenden näher beschrieben.
Es zeigen:
Fig. 1 ein Fließschema des erfindungsgemäßen Sumpfverfahrens;
Fig. 2 ein Fließschema des erfindungsgemäßen Rieselverfahrens;
Fig. 3 ein Fließschema des Rieselverfahrens im Gleichstrom
gemäß dem Stand der Technik.
Bei einem Sumpfverfahren gemäß Fig. 1 mit einem Reaktorsystem,
bestehend aus 4 Reaktoren A, B, C, D, wird isobutenhaltiges
Kohlenwasserstoff-Gemisch (C₄-Schnitt) über Leitung
1 am Sumpf des Reaktors A zugeführt. Prozeßwasser wird über
Leitung 2 mit dem überschüssigen Wasser aus dem Sumpf
der Kolonne M (Leitung 3) vereinigt und durch Leitung 4 insgesamt
oder zum Teil über Extraktor E dem Sumpf des Reaktors
D zugeführt. Die im Kopf-Bereich des Reaktors D über
Leitung 5 abgezogene wäßrige Phase wird dem Sumpf des Reaktors
C und über Leitungen 6 und 7 den jeweils folgenden
Reaktoren B und A und schließlich über Leitung 8 der Kolonne
M zugeführt.
Der am Kopf des Reaktors A über Leitung 9 abgezogene Kohlenwasserstoffstrom
wird dem Sumpf des Reaktors B und dann über
Leitungen 10 und 11 den jeweils folgenden Reaktoren C und D
zugeführt und schließlich über Leitung 12 als Restgas abgeführt,
das zuvor zur Entfernung von darin enthaltenem TBA
noch im Extraktor E gewaschen wird. Hierfür wird das Prozeßwasser
aus Leitung 4 oder ein Teilstrom des Prozeßwassers
aus Leitung 4 eingesetzt, der sodann mit dem restlichen Prozeßwasser
wie beschrieben dem Sumpf des Reaktors D zugeführt
wird.
Damit werden zwar Prozeßwasser und iso-olefinhaltige Kohlenwasserstoffe
durch die einzelnen Reaktoren im Gleichstrom,
durch die Reaktorkette jedoch kaskadenartig im Gegenstrom
geführt.
Das Verfahren der Erfindung kann auch als Rieselverfahren
im Gegenstrom betrieben werden. Eine Ausführungsform ist in
Fig. 2 anhand des gleichen Reaktorsystems mit 4 Reaktoren
dargestellt. Bei diesem Verfahren wird iso-olefinhaltiges
Kohlenwasserstoff-Gemisch über Leitung 21 am Kopf des Reaktors
A und das Prozeßwasser über Leitung 24 am Kopf des Reaktors
D eingespeist, und die Prozeßströme werden kaskadenartig
im Gegenstrom durch das Reaktorsystem geführt.
Das in Reaktor D eingespeiste Prozeßwasser wird als wäßrige
Phase über Leitung 25 abgezogen und dem Kopf des Reaktors C
und dann über die Leitungen 26 und 27 den jeweils folgenden
Reaktoren B und A zugeführt. Entsprechend wird der Kohlenwasserstoffstrom
in der entgegengesetzten Richtung im Sumpfbereich
des Reaktors A abgezogen und über die Leitungen 29,
30, 31 den folgenden Reaktoren B, C, D zugeführt und schließlich
über Leitung 32 als Restgas abgeführt, das zur Entfernung
von darin enthaltenem TBA noch in dem Extraktor E gewaschen
wird.
Entweder im Kopfbereich (Sumpfverfahren) oder am Sumpf (Rieselverfahren)
des Reaktors A wird wäßriger TBA über Leitung
8 bzw. Leitung 28 abgezogen und der Kolonne M zugeleitet,
wobei am Kopf der Kolonne über Leitung 13 bzw. 33 azeotroper
TBA gewonnen wird, der neben 12% Wasser 0,05 bis 1% SBA
und geringste Mengen dimere Verbindungen enthalten kann. Nach
Bedarf kann der azeotrope Alkohol in bekannter Weise getrocknet
werden.
Bei einer bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens wird
in vier hintereinandergeschalteten Reaktoren die Reaktionstemperatur
so erhöht, daß auch bei geringerer Wasserbelastung
ein fast vollständiger Isobutenumsatz und eine Selektivität
von etwa 99% erreicht wird.
Die durch die Bildung von sec-Butylalkohol verringerte Reinheit
des erzeugten TBA kann bis zu 99,9% verbessert
werden, wenn unter den Bedingungen der destillativen
Aufarbeitung des wäßrigen Roh-TBA an einer geeigneten Stelle
der Azeotropierungskolonne der SBA als wasserhaltiger, gegenüber
TBA angereicherter Seitenstrom über
Leitung 14 bzw. 34 abgezogen wird.
In dem in Fig. 1 dargestellten Verfahren, bei dem insges. 2750 g
eines handelsüblichen starksauren Kationenaustauschers auf
vier Reaktoren verteilt waren, wurde über Leitung 1 ein isobutenhaltiges
C₄-Kohlenwasserstoff-Gemisch eingespeist. Über
Strom 4 wurde Prozeßwasser zugeführt, das die Reaktoren
kaskadenartig vom letzten zum ersten durchlief. Mengenströme,
Bedingungen und Ergebnisse sind aus Tabelle 1 ersichtlich.
Die Beispiele 1 bis 6 wurden mit der Maßgabe wiederholt,
daß jetzt die Menge des starksauren Kationenaustauschers
auf drei Reaktoren aufgeteilt wurde. Bedingungen, Mengenströme
und Ergebnisse sind aus Tabelle 2 ersichtlich.
Die Beispiele 13 bis 15 wurden nach dem in Fig. 2 dargestellten
Rieselverfahren, bei dem die vier Reaktoren mit insges. 2750 g
des starksauren Kationenaustauschers gefüllt wurden, betrieben.
Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind in
Tabelle 3 zusammengestellt.
In einem in Fig. 1 dargestellten Verfahren, bei dem die Reaktoren
mit insgesamt 2750 g des handelsüblichen starksauren Kationenaustauschers
gefüllt waren, wurden entsprechend dem Beispiel
1 über Leitung 1 600 g/h eines 45 Mol% Isobuten enthaltenden C₄-Kohlenwasserstoff-Gemisches
und über Leitung 4 8000 g/h Prozeßwasser
kaskadenartig im Gegenstrom durch die Reaktoren
geführt.
Bei einer Betriebstemperatur von 70°C und einem Betriebsdruck
von 16 bar wurde ein Isobutenumsatz von 86% erreicht. Demgemäß
wurden über Leitung 8 8232 g/h wäßriges Reaktorausgangsprodukt,
das 3,72 Gew.% TBA, nur Spuren an SBA und dimeren
Produkten enthielt, abgezogen.
Dieses wäßrige Reaktionsprodukt wurde zur kontinuierlichen
Destillation des TBA auf den 12. Boden einer insgesamt
50-bödigen Kolonne eingesetzt. Bei einer Einsatzmenge
von 3950 g/h wäßrigem Produkt wurden als Kopfprodukt
348 g/h azeotroper TBA mit 12% Wasser und einer auf
wasserfreien TBA gerechneten Reinheit von 99,9 Gew.% abgezogen.
Am Sumpf der Destillationskolonne wurde bei einem
eingestellten Rücklaufverhältnis von Rücklauf/Destillat = 2
ein alkoholfreies Prozeßwasser zurückgewonnen.
In einem in Fig. 1 dargestellten Verfahren, bei dem die Reaktoren
mit insgesamt 2750 g des handelsüblichen starksauren Kationenaustauschers
gefüllt war, wurden entsprechend dem Beispiel
6 über Leitung 1 600 g/h eines 45 Mol% Isobuten enthaltenden C₄-Kohlenwasserstoff-Gemisches
und über Leitung 4 4000 g/h Prozeßwasser
kaskadenartig im Gegenstrom durch die Reaktoren
geführt.
Bei einer Betriebstemperatur von 98°C und einem Betriebsdruck
von 16 bar wurde ein Isobutenumsatz von 98% erreicht.
Demgemäß wurden über Leitung 8 4270 g/h wäßriges Reaktorausgangsprodukt,
das 8,16 Gew.% TBA, 0,1 Gew.% SBA und
<0,01 Gew.% Dimere enthielt, abgezogen.
Dieses wäßrige Reaktionsprodukt wurde zur kontinuierlichen
Destillation des TBA auf den 12. Boden einer
70-bödigen Kolonne eingesetzt. Bei einer Einsatzmenge
von 4270 g/h wäßrigem Produkt wurden am 17. Boden
über Leitung 14, fünf Böden oberhalb der Produktzuführung,
14,7 g/h eines Produktstromes mit 29,2 Gew.% SBA,
49,5 Gew.% TBA und 21,3 Gew.% Wasser abgezogen. Gleichzeitig
fielen am Kopf der Kolonne als Destillat 387,9 g/h mit
11,96 Gew.% Wasser und einer auf wasserfreien TBA gerechneten
Reinheit von 99,9 Gew.% an.
Am Sumpf der Kolonne wurde bei einem eingestellten Rücklaufverhältnis
von Rücklauf/Destillat = 2 ein alkoholfreies
Prozeßwasser zurückgewonnen.
Für die Vergleichsbeispiele wurden die vier Reaktoren als
Rieselverfahren im Gleichstrom betrieben (Fig. 3). Als Katalysator
wurden insgesamt 2750 g des starksauren Kationenaustauschers
eingesetzt. In diesen Versuchen wurde das isobutenhaltige
C₄-Kohlenwasserstoff-Gemisch über Leitung 41 und
das Prozeßwasser über Leitung 44 gemeinsam am Kopf des Reaktors
A eingegeben, wäßriger TBA und das Raffinat am Sumpf
des Reaktors D über Leitung 48 bzw. Leitung 49 abgezogen.
Reaktionsbedingungen, Mengenströme und Ergebnisse sind in
Tabelle 4 zusammengefasst.
Claims (8)
1. Verfahren zur Herstellung von tertiären Alkoholen mit 4
oder 5 Kohlenstoffatomen durch Umsetzung eines iso-olefinhaltigen
Kohlenwasserstoffstroms mit Wasser in
Gegenwart eines starksauren Kationenaustauscherharzes,
bei 30 bis 150°C, einem Reaktionsdruck von 10 bis 50 bar
und einem Molverhältnis von Wasser zu iso-Olefin von
20-150 : 1, Abführung des Restgases sowie des wäßrigen
Alkohols und Gewinnung des Alkohols, dadurch gekennzeichnet,
daß man den Kohlenwasserstoffstrom am einen Ende und das Prozeßwasser
am anderen Ende einer Reaktorenkette aus mehreren hintereinandergeschalteten
Reaktoren einspeist und beide Prozeßströme durch die Reaktorenkette
im Gegenstrom, jedoch durch die einzelnen Reaktoren im
Gleichstrom führt.
2. Verfahren nach Anspruch 1,
dadurch gekennzeichnet,
daß man die Umsetzung in 2 bis 10, vorzugsweise 3 bis 5
hintereinandergeschalteten Reaktoren durchführt.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2,
dadurch gekennzeichnet,
daß man den Kohlenwasserstoffstrom
und das Prozeßwasser am Sumpf der jeweiligen Reaktoren
zuführt.
4. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2,
dadurch gekennzeichnet,
daß man den Kohlenwasserstoffstrom
und das Prozeßwasser am Kopf der jeweiligen Reaktoren
zuführt.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4,
dadurch gekennzeichnet,
daß man das Restgas mit dem Prozeßwasser oder einem Teil
des Prozeßwassers frei von tertiärem Alkohol wäscht.
6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5,
dadurch gekennzeichnet,
daß man den als Nebenprodukt gebildeten sekundären Alkohol als Seitenstrom
bei der Gewinnung des tertiären Alkohols aus
der Destillationskolonne entfernt.
7. Verfahren nach Anspruch 6,
dadurch gekennzeichnet,
daß man den Seitenstrom wenige Böden, vorzugsweise 1 bis 7
Böden, oberhalb des Einspeisbodens für den wäßrigen
Produktalkohol abzieht.
8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche,
dadurch gekennzeichnet,
daß man das Verfahren in einem Reaktor mit mehreren übereinander
angeordneten Reaktionszonen durchführt.
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