DK173271B1 - Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek. butylalkohol - Google Patents

Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek. butylalkohol Download PDF

Info

Publication number
DK173271B1
DK173271B1 DK198502317A DK231785A DK173271B1 DK 173271 B1 DK173271 B1 DK 173271B1 DK 198502317 A DK198502317 A DK 198502317A DK 231785 A DK231785 A DK 231785A DK 173271 B1 DK173271 B1 DK 173271B1
Authority
DK
Denmark
Prior art keywords
ether
reactor
hour
reaction
product
Prior art date
Application number
DK198502317A
Other languages
English (en)
Other versions
DK231785A (da
DK231785D0 (da
Inventor
Wilhelm Neier
Werner Webers
Guenther Osterburg
Michael Dettmer
Original Assignee
Rwe Dea Ag
Mie
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Rwe Dea Ag, Mie filed Critical Rwe Dea Ag
Publication of DK231785D0 publication Critical patent/DK231785D0/da
Publication of DK231785A publication Critical patent/DK231785A/da
Application granted granted Critical
Publication of DK173271B1 publication Critical patent/DK173271B1/da

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
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/04—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds
    • B01J8/0446—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds the flow within the beds being predominantly vertical
    • B01J8/0449—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds the flow within the beds being predominantly vertical in two or more cylindrical beds
    • B01J8/0453—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds the flow within the beds being predominantly vertical in two or more cylindrical beds the beds being superimposed one above the other
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/02—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds
    • B01J8/04—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with stationary particles, e.g. in fixed beds the fluid passing successively through two or more beds
    • B01J8/0492—Feeding reactive fluids
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
    • Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Description

i DK 173271 B1
Den foreliggende opfindelse angår en fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek.butylalkohol ved direkte katalytisk hydratisering af de tilsvarende olefiner med vand i nærværelse af sure katalysa-5 torer ved forhøjet temperatur og under forhøjet tryk og tilbageføring af den ether, der dannes som biprodukt ved omsætningen og isoleres fra omsætningsproduktet.
Det er kendt at fremstille lavere sekundære alkoholer ved at omsætte tilsvarende olefiner med vand ved forhøjet 10 temperatur og tryk i nærværelse af.sure katalysatorer. I betragtning som katalysatorer kommer i det væsentlige organiske sulfonsyreharpikser samt uorganiske porøse bærematerialer ladet med syrer.
Selektiviteten af disse fremgangsmåder forringes af 15 dannelsen af ethere, se f.eks. Hydrocarbon Processing,
Nov. 1972, side 113-116. Det er også kendt, at dannelsen af etheren ved en kontinuerlig proces kan undertrykkes ved tilbageføring til indgangsstrømmen på grundlag af ligevægtens placering, se f.eks. Chemical Engineering, 20 4. september 1972, side 50-51, eller DE offentliggørelses- skrift nr. 2.759.237.
Alternative muligheder for forøgelse af den samlede selektivitet af en kontinuerlig proces består i separat spaltning af den dannede ether i enten udgangsolefin og al-25 kohol, se f.eks. US patentskrift nr. 4.352.945, eller i to molekyler alkohol pr. mol ether i nærværelse af et overskud af vand, se DE patentansøgning nr. P 33 36 644.
De to sidstnævnte muligheder har bl.a. den ulempe, at der til realisering af disse kræves en yderligere reak-30 tor. Ved den førstnævnte mulighed, tilbageføring af ether til indgangsstrømmen, fås der, som forsøg har vist, jf. sammenligningseksempel 3, 4 og 6, et stærkt fald af reaktorydelsen.
Det er formålet med den foreliggende opfindelse „ at forøge selektiviteten af alkoholdannelsen, uden at der 35 derved skal tages et ydelsesfald på grund af undertrykkelse af etherdannelsen eller et større apparativt opbud på grund af yderligere reaktorer med i købet.
2 DK 173271 B1 r
Formålet opfyldes ifølge opfindelsen med en fremgangsmåde af den i indledningen angivne art, hvilken fremgangsmåde er ejendommelig ved, at etheren føres til reaktoren adskilt fra reaktanterne 5-30% før enden af reaktionsstræk-5 ningen, henført til den samlede længde.
Ifølge en foretrukken udførelsesform tilføres etheren 10-20% før enden af reaktionsstrækningen.
Det har nemlig overraskende vist sig, at reaktorydelsen både ved fremgangsmåder med en risle-reaktor 10 og ved fremgangsmåder med en sumpreaktor kan forøges i forhold til den gængse metode med ethertilbageføring ved, at det tilbageførte biprodukt ikke føres til indgangsstrømmen, men først tilføres kort før enden af reaktionsstrækningen. Til trods for en meget kort reaktionsstrækning på kun 15 indtil 5-10% af den samlede længde opnås der en kvantitativ etherspaltning. Dette er særdeles overraskende for en fagmand.
På den vedføjede tegning er der vist udførelseseksempler på fremgangsmåden ifølge opfindelsen.
20 Fig. 1 viser skemaet for en rislereaktor til hydra- tisering af olefiner med målrettet ethertilbageføring.
Fig. 2 viser skemaet for en sumpreaktor til hydra-tisering af olefiner med målrettet ethertilbageføring.
I fig. 1 doseres en olefin/alkan-blanding via en 25 ledning 1 og procesvand via en ledning 2 til en rørreaktor 4, der er fyldt med sur katalysator. Til bedre kontrol med reaktionsvarmen kan tilførslen af vand også som vist ske afsnitsvis. Ved en syrekatalyseret flerfasereaktion ved forhøjet tryk og forhøjet temperatur dannes der da den ønskede 30 alkohol. Den uønskede bi- eller følgereaktion til dannelse af ether undertrykkes ved tildosering af den fra produktet fraskilte, tilbageførte ether. Tildoseringen sker derved i den nede ad strømmen liggende reaktordel via en ledning 3.
Reaktionsproduktet føres via en ledning 5 til en 35 udskiller 6 og adskilles dér i en organisk fase, ledning 7, og en vandig fase, ledning 8. Oparbejdningen af de to faser 3 DK 173271 B1 sker på kendt måde. Den 'fraskilte olefin i den organiske fase kan tilbageføres afhængigt af den ønskede omsætningsgrad.
Den fraskilte ether føres via ledningen 3 tilbage til processen. Den specifikke reaktorydelse, dvs. dannet alkohol 5 pr. katalysatorvolumen og tid, er lig med eller større end ydelsen af en tilsvarende reaktor uden ethertildosering, og den er større end ydelsen af en reaktor med ethertilbage-føring via ledningen 1.
I fig. 2 er der vist et udførelseseksempel på en 10 sumpreaktor 14. Via ledninger 11 og 12 føres olefin og procesvand til reaktoren. Etheren, der er skilt fra produktstrømmen, føres via en ledning 13 tilbage til den bageste del af reaktoren. Adskillelsen af produktstrømmen i en organisk fase, strøm 17, og en vandig fase, strøm 18, sker i 15 en udskiller 16. Oparbejdningen sker på gængs måde. Alt efter kravene kan den fraskilte olefin omsættes endnu en gang. Med hensyn til reaktorydelsen gælder der det samme som anført ovenfor for rislereaktoren.
Som katalysator anvendes en til hydratisering af ole-20 finer gængs katalysator. Særlig foretrukne hertil er temperaturbestandige ionbytterharpikser af sulfonsyretypen.
Reaktionstemperaturerne ligger typisk ved 100-200°C. Trykket ligger typisk i området 40-120 bar. Det molære forhold mellem olefin og vand er typisk 0,5:1 til 30:1. Proces-25 sen gennemføres fortrinsvis tofaset under anvendelse af dampformig olefin og flydende vand.
Den i kredsløb førte mængde ether ligger typisk mellem 5 og 30 vægt-%, beregnet på olefinmængden.
Opfindelsen illustreres ved de følgende eksempler, 30 hvori der henvises til den vedføjede tegning.
35
O
4 DK 173271 B1
Sammenliqnlnqseksempel 1.
Til en rislereaktor 4 med en længde på 9 m og en diameter på 280 mm, der er fyldt med 450 liter "Amberlite 252”, en stærkt sur kationbytterharpiks, føres pr. time 5 74,1 kg 92%'s propen via ledning 1 og 540 kg demineraliseret vand via ledning 2. Begge strømme bringes via forvarmere, op på reaktionstemperaturen og tilføres ved toppen af rislereaktoren 4. Til styring af temperaturen afgrenes en del af vandet før forvarmeren og føres til reaktoren ved flere 10 steder. Der tilføres ikke ether til reaktoren via ledning 3 ved dette forsøg.
Produktstrømmen 5 skilles i udskilleren 6 i en vandig og en organisk fase. Via ledning 7 fås der pr. time 29,4 kg af en organisk fase med følgende gennemsnitlige sammensætning: 15 62,5% propan/propen, 17,0% diisopropylether (DIPE), 20,4% iso- propylalkohol (IPA) .
Via ledning 8 fås der pr. time 583 kg vandig IPA med et IPA-indhold på 11,5% og et DIPE-indhold på 0,1%.
Reaktionstrykket ligger ved 100 bar, og reaktions-20 temperaturen er i gennemsnit 142°C.
Ved dette forsøg fås der pr. time gennemsnitlig 73,0 kg IPA og 5,6 kg DIPE. Katalysatorydelsen ligger ved 2,70 mol/ liter katalysator og time, etherdannelsen ligger ved 7,1% (IPA + DIPE = 100%), og olefinomsætningen ligger ved ca.
25 80%.
Sammenliqnlnqseksempel 2.
Sammenligningseksempel 1 gentages med den forskel, at der i stedet for 92%'s propen anvendes den samme mængde 30 80%'s propen. Alle andre betingelser holdes konstante. Der fås pr. time 54,1 kg IPA og 7,5 kg DIPE.
Katalysatorydelsen ligger ved 2,00 mol/liter katalysator og time, og etherdannelsen ligger ved 12,2% (IPA + DIPE = 100%) .
35
O
5 DK 173271 B1
Sammenligningseksempel 3.
Analogt med US patentskrift nr. 2.050.445 gentages sammenligningseksempel 1 med den forskel, at der under i øvrigt de samme reaktionsbetingelser nu sættes 7,0 kg 5 DIPE pr. time til strømmen 1.
Propenomsætningen falder til 59%, Der fås 54,1 kg/time IPA og 9,5 kg/time DIPE.
Katalysatorydelsen ligger ved 2,00 mol IPA/liter katalysator og time, og etherdannelsen ligger ved 4,4%.
10
Sammenligningseksempel 4.
Sammenligningseksempel 2 gentages med den forskel, at der føres yderligere 7,0 kg/time DIPE til indgangsstrømmen. Alle andre betingelser holdes konstante.
15 Der fås pr. time 43,2 kg IPA og 10,1 kg DIPE.
Katalysatorydelsen ligger ved 1,6 mol IPA/liter katalysator og time, og etherdannelsen er stadig 6,7%.
Eksempel 1, 20 Sammenligningseksempel 3 gentages under i øvrigt de samme betingelser bortset fra, at de 7,0 kg/time DIPE først tilføres 1 m før enden af den 9 m lange katalysatorstrækning.
Propenomsætningen ligger på gennemsnitligt 78%. Der fås 76,0 kg/time IPA og 7,0 kg/time DIPE.
25 Katalysatorydelsen ligger ved 2,81 mol IPA/liter katalysator og time. Ved syntesen dannes der alt i alt Ingen ether.
Eksempel 2.
30 Eksempel 1 gentages med den forskel, at den tilførte ethermængde forøges til 9,0 kg/time.
Der fås nu 76,9 kg/time IPA og 7,1 kg/time DIPE. Katalysatorydelsen ligger nu ved 2,84 mol IPA/liter katalysator og time. Der sker yderligere en tilbagespalt-35 ning af DIPE til IPA.
O
6 DK 173271 B1
Eksempel 3.
Sammenligningseksempel 4 gentages med den forskel, at de 7,0 kg ether pr. time under i øvrigt ens betingelser tilføres 1 m før enden af katalysatorstrækningen.
5 Der fås pr. time 58,5 kg IPA og 7,6 kg DIPE.
Katalysatorydelsen er 2,15 mol IPA/liter katalysator og time. Etherdannelsen ligger ved 1,0%.
Eksempel 4.
10 Eksempel 3 gentages med den forskel, at den tilførte mængde DIPE hæves fra 7,0 til 9,0 kg/time.
Der fås som i eksempel 3 58,5 kg/time IPA og 7,6 kg/time DIPE. Der sker yderligere en spaltning af diisopropyl-ether til IPA.
15
Sammenligningseksempel 5.
Til en sumpreaktor 14 med en længde på 13,5 m og et 2 frit tværsnitsareal på 5 cm , der er fyldt med 6,75 liter "Amberlite 252", en stærkt sur kationbytterharpiks, doseres 20 der pr. time 2000 g vand via ledning 12 og 527 g af en C^-fraktion indeholdende 98,9% n-butener samt 8270 g af en 90%'s buten-recirkulerings-strøm via ledning 11. Trykket I reaktoren er 60 bar. Den kappeopvarmede reaktor og den ikke viste forvarmer holdes på en temperatur på 155°C. Produkt-25 strømmen 15 skilles i udskilleren 16 i en vandig og en organisk fase.
Via ledning 18 fås der pr. time 1830 g af en vandig opløsning, der indeholder 1,1% SBA. Den organiske fase adskilles ved en kontinuerlig destillation. Herved skilles 30 der pr. time 580 g sek.butanol (SBA), 17 g diisobutylether (DIBE) og 40 g vand fra fasen af flydende C4~gas. Der fås pr. time 8330 g flydende gas med et n-buten-indhold på 90%. En del af denne gas skal på grund af alkanandelen i udgangsgassen udsluses, og de resterende 8270 g føres som 35 ovenfor nævnt tilbage til reaktoren via ledningen 11.
DK 173271 B1
O
7 I alt fås der pr. time 600 g SBA og 17 g DIBE. n-Bu-ten-omsætningen ligger ved 90%. Reaktorydelsen beregnes til 1,20 mol/liter·time og etherindholdet (SBA + DIBE = 100%) til 2,8%.
5
Sammenliqnjnqseksempel 6.
Sammenligningseksempel 5 gentages med den forskel, at der sættes 1140 g/time DIBE til -gasstrømmen i ledning 11.
Til opretholdelse af en konstant omsætning skal friskgasstrøm-to men samtidig nedsættes til 189 g/time.
Ved dette forsøg fremkommer der pr. time i alt 495 g SBA og 900 g DIBE. Der spaltes altså pr. time 240 g DIBE, hvorved der samtidig sker en nedsættelse af ydelsen til 0,99 mol/liter-time.
15
Eksempel 5.
Sammenligningseksempel 5 gentages med den forskel, at der nu desuden tilføres 690 g/time DIBE via ledning 13 2,5 m før reaktorenden. Samtidig nedsættes tilførslen af frisk 20 C^-gas til 527 g for at holde omsætningen af buten til SBA uændret.
Med den vandige fase fra udskilleren 16 fremkommer der igen 20 g/time SBA. Pra den organiske fase skilles der foruden 580 g SBA nu også 690 g DIBE, således at der alt 25 i alt ikke dannes ether ved syntesen. Reaktorydelsen ligger ligesom i sammenligningseksempel 5 ved 1,20 mol/liter·time.
Eksempel 6.
Eksempel 5 gentages med den forskel, at den via led-30 ning 13 tildoserede mængde DIBE forøges til 1140 g/time.
Parallelt dermed kan tilførslen af frisk gas nedsættes til 437 g/time.
Alkoholdannelsen er uforandret i forhold til eksempel 5, og der fraskilles 990 g DIBE pr. time.
35
O
8 DK 173271 B1
Under disse forsøgsbetingelser bliver der således ved uforandret ydelse hydratiseret 150 g DIBE til alkohol pr. time.
5 10 15 20 25 30 35

Claims (2)

9 DK 173271 B1
1. Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek.butylalkohol ved direkte katalytisk hydratisering af de tilsvarende definer med vand i 5 nærværelse af sure katalysatorer ved forhøjet temperatur og under forhøjet tryk og tilbageføring af den ether, der dannes som biprodukt ved omsætningen og isoleres fra omsætningsproduktet, kendetegnet ved, at etheren føres til reaktoren adskilt fra reaktanterne 5-30% før enden af reak-10 tionsstrækningen, henført til den samlede længde.
2. Fremgangsmåde ifølge krav 1, kendetegnet ved, at etheren føres til reaktoren 10-20% før enden af reaktionsstrækningen, henført til den samlede længde. 15 20 25 30 35
DK198502317A 1984-05-24 1985-05-23 Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek. butylalkohol DK173271B1 (da)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE3419392 1984-05-24
DE3419392A DE3419392C1 (de) 1984-05-24 1984-05-24 Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Isopropylalkohol oder sek. Butylalkohol

Publications (3)

Publication Number Publication Date
DK231785D0 DK231785D0 (da) 1985-05-23
DK231785A DK231785A (da) 1985-11-25
DK173271B1 true DK173271B1 (da) 2000-06-05

Family

ID=6236759

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
DK198502317A DK173271B1 (da) 1984-05-24 1985-05-23 Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek. butylalkohol

Country Status (19)

Country Link
US (1) US4579984A (da)
EP (1) EP0162362B1 (da)
JP (1) JPS60260530A (da)
AT (1) ATE30711T1 (da)
AU (1) AU576243B2 (da)
CA (1) CA1246620A (da)
CS (1) CS266569B2 (da)
DD (1) DD234665A5 (da)
DE (2) DE3419392C1 (da)
DK (1) DK173271B1 (da)
ES (1) ES8603165A1 (da)
FI (1) FI82679C (da)
IN (1) IN164716B (da)
NO (1) NO159720C (da)
PL (1) PL145417B1 (da)
RO (1) RO91490B (da)
SU (1) SU1417792A3 (da)
YU (1) YU43595B (da)
ZA (1) ZA853297B (da)

Families Citing this family (26)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3512518A1 (de) * 1985-04-06 1986-10-09 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von niederen alkoholen
AU598845B2 (en) * 1986-08-19 1990-07-05 Rwe-Dea Aktiengesellschaft Fur Mineraloel Und Chemie Process for the production of isopropanol and tertiary alcohols with 4 to 5 carbon atoms
DE3628007C1 (da) * 1986-08-19 1987-11-05 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg, De
DE3628008C1 (da) * 1986-08-19 1987-11-05 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg, De
IN170837B (da) * 1987-11-17 1992-05-30 Council Scient Ind Res
US4935552A (en) * 1989-01-12 1990-06-19 Mobil Oil Corporation Dual stage process for the production of ethers
AU651373B2 (en) * 1990-07-25 1994-07-21 Mobil Oil Corporation Reactor quenching for catalytic olefin hydration in ether production
US5162591A (en) * 1990-07-25 1992-11-10 Mobil Oil Corporation Catalytic olefin hydration for ether production
US5444168A (en) * 1994-05-16 1995-08-22 Mobil Oil Corporation Process for the production of symmetrical ethers from secondary alcohols
US5569789A (en) * 1994-12-01 1996-10-29 Mobil Oil Corporation Multistage indirect propylene hydration process for the production of diisopropyl ether and isopropanol
CN1101799C (zh) * 1999-12-13 2003-02-19 孙业茂 多段水循环树脂法制备仲丁醇工艺
US20040236158A1 (en) * 2003-05-20 2004-11-25 Collin Jennifer Reichi Methods, systems and catalysts for the hydration of olefins
US6887798B2 (en) 2003-05-30 2005-05-03 International Business Machines Corporation STI stress modification by nitrogen plasma treatment for improving performance in small width devices
US7037794B2 (en) 2004-06-09 2006-05-02 International Business Machines Corporation Raised STI process for multiple gate ox and sidewall protection on strained Si/SGOI structure with elevated source/drain
US6991998B2 (en) 2004-07-02 2006-01-31 International Business Machines Corporation Ultra-thin, high quality strained silicon-on-insulator formed by elastic strain transfer
US7432553B2 (en) 2005-01-19 2008-10-07 International Business Machines Corporation Structure and method to optimize strain in CMOSFETs
US7946907B2 (en) 2005-04-20 2011-05-24 Saint-Gobain Abrasives, Inc. Saw blade gullet configuration
US7202513B1 (en) 2005-09-29 2007-04-10 International Business Machines Corporation Stress engineering using dual pad nitride with selective SOI device architecture
US9266801B2 (en) * 2009-07-30 2016-02-23 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Olefin hydration process
US20110136926A1 (en) * 2009-12-08 2011-06-09 Jianguo Cai Catalysts for Olefin Hydration and Method of Preparation
RU2453526C2 (ru) * 2010-05-04 2012-06-20 Общество с ограниченной ответственностью "Научно-производственное объединение ЕВРОХИМ" Способ получения третичного бутилового спирта
US8558036B2 (en) 2010-11-15 2013-10-15 Saudi Arabian Oil Company Dual phase catalysts system for mixed olefin hydrations
US8629080B2 (en) 2011-03-21 2014-01-14 Saudi Arabian Oil Company Hydrated niobium oxide nanoparticle containing catalysts for olefin hydration
US8865950B2 (en) 2011-08-10 2014-10-21 Saudi Arabian Oil Company Olefin hydration process with an integrated membrane reactor
RU2462447C1 (ru) * 2011-08-26 2012-09-27 Общество с ограниченной ответственностью "Научно-производственное объединение ЕВРОХИМ" Способ получения третичного бутилового спирта
WO2013085964A2 (en) 2011-12-05 2013-06-13 Saudi Arabian Oil Company Hydrophilic membrane integrated olefin hydration process

Family Cites Families (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE1065398B (da) * 1959-09-17
US2533808A (en) * 1950-12-12 Manufacture of isopropyl alcohol
US2050445A (en) * 1932-06-20 1936-08-11 Air Reduction Manufacture of ethyl alcohol
DE2233967A1 (de) * 1972-07-11 1974-01-31 Texaco Ag Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von niederen alkoholen, insbesondere isopropanol
DE2404329C3 (de) * 1974-01-30 1981-03-19 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur Befüllung und Inbetriebnahme bzw. Wiederinbetriebnahme einesals Rieselsäule ausgebildeten Festbettreaktors
DE2429770C3 (de) * 1974-06-21 1981-04-16 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur Herstellung von niederen Alkoholen durch direkte katalytische Hydratisierung niederer Olefine
US4087471A (en) * 1977-05-20 1978-05-02 Petro-Tex Chemical Corporation Fixed bed process for the production of t-butanol
US4182920A (en) * 1977-07-11 1980-01-08 The Dow Chemical Company Process for hydration of olefins to produce alcohols
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
DE3024146C2 (de) * 1980-06-27 1983-07-21 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Alkoholen mit 3 bis 5 Kohlenstoffatomen
US4405822A (en) * 1981-10-30 1983-09-20 Chevron Research Company Diisopropyl ether hydration in isopropanol production
US4352945A (en) * 1981-10-30 1982-10-05 Chevron Research Company Diisopropyl ether reversion in isopropanol production
DE3336644A1 (de) * 1983-10-08 1985-05-23 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von alkoholen
DE3512518A1 (de) * 1985-04-06 1986-10-09 Deutsche Texaco Ag, 2000 Hamburg Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von niederen alkoholen

Also Published As

Publication number Publication date
SU1417792A3 (ru) 1988-08-15
ATE30711T1 (de) 1987-11-15
DE3560944D1 (en) 1987-12-17
JPH0118061B2 (da) 1989-04-03
AU576243B2 (en) 1988-08-18
CA1246620A (en) 1988-12-13
IN164716B (da) 1989-05-13
FI82679C (fi) 1991-04-10
JPS60260530A (ja) 1985-12-23
ZA853297B (en) 1985-12-24
DE3419392C1 (de) 1985-12-05
FI851681A0 (fi) 1985-04-29
EP0162362B1 (de) 1987-11-11
RO91490B (ro) 1987-05-01
NO159720C (no) 1989-02-01
DK231785A (da) 1985-11-25
CS340885A2 (en) 1989-04-14
US4579984A (en) 1986-04-01
NO852001L (no) 1985-11-25
ES543053A0 (es) 1986-01-01
NO159720B (no) 1988-10-24
FI82679B (fi) 1990-12-31
FI851681L (fi) 1985-11-25
DK231785D0 (da) 1985-05-23
YU84885A (en) 1987-06-30
RO91490A (ro) 1987-04-30
DD234665A5 (de) 1986-04-09
EP0162362A1 (de) 1985-11-27
AU4264785A (en) 1985-11-28
ES8603165A1 (es) 1986-01-01
YU43595B (en) 1989-08-31
PL145417B1 (en) 1988-09-30
CS266569B2 (en) 1990-01-12
PL253569A1 (en) 1986-02-11

Similar Documents

Publication Publication Date Title
DK173271B1 (da) Fremgangsmåde til kontinuerlig fremstilling af isopropylalkohol eller sek. butylalkohol
US7002050B2 (en) Process for preparing tert-butanol from isobutene-containing hydrocarbon mixtures
US4334890A (en) Process for gasoline blending stocks
CA1072124A (en) Process for the production of lower alcohols by direct catalytic hydration of lower olefins
US7026519B2 (en) Obtaining tert-butanol
US4797133A (en) Process for recovery of butene-1 from mixed C4 hydrocarbons
JPS6228933B2 (da)
US4503265A (en) Process for the production of methyl tert.-butyl ether (MTBE) and of hydrocarbon raffinates substantially freed from i-butene and from methanol
US4071567A (en) Process for the production of methyl tert-butyl ether
US4413150A (en) Two product process for methyl tertiary butyl ether production
ITMI20001166A1 (it) Procedimento per la produzione di idrocarburi altoottanici mediante dimerizzazione selettiva di isobutene con catalizzatori acidi.
US4351970A (en) Method of preparing alcohols having two to four carbon atoms by catalytic hydration of olefins
IE43301B1 (en) Process for producing tertiary alkyl ethers
US4581475A (en) Process for continuously producing alcohols
US4270011A (en) Process for the production of tertiary butyl alcohol
US5154801A (en) Advances in product separation in dipe process
US6028239A (en) Process for the production of tertiary olefin(s) by decomposition of the corresponding ether using a particular catalyst
US7709690B2 (en) Method for producing tertiary butyl alcohol
JPS6059217B2 (ja) 第２級アルコ−ルの製造方法
US20090076312A1 (en) Process for the conversion of tertiary butyl alcohol to ethyl tertiary butyl ether
GB2060616A (en) Process for the production of tertiary butyl alcohol
RU2091442C1 (ru) Способ получения высокооктанового компонента бензина
RU2063398C1 (ru) Способ получения метил-трет-бутилового эфира
KR790001105B1 (ko) 3급 알킬에테로의 제조방법
KR0127863B1 (ko) 고순도 디이소부텐의 제조방법

Legal Events

Date Code Title Description
B1 Patent granted (law 1993)
PBP Patent lapsed

Country of ref document: DK