ES2347226T3 - Producto de escision de bajo contenido de sodio en la produccion de fenol. - Google Patents
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Abstract
Un proceso para reducir el contenido de iones del producto de escisión lavado de la reacción de hidroperóxido de cumeno con un catalizador ácido, en el que el producto de escisión se ha lavado con una solución de lavado alcalina, que comprende: poner en contacto el producto de escisión lavado con un intercambiador de cationes para retirar los iones cargados positivamente, incluyendo sodio; poner en contacto el producto de escisión lavado con un intercambiador de aniones para retirar los iones cargados negativamente, incluyendo sulfato; y recuperar el efluente del intercambiador pobre en sodio y sulfato.
Description
Producto de escisión de bajo contenido de sodio
en la producción de fenol.
Esta invención se refiere a la producción de
fenol y acetona, particularmente para retirar las sales de un
producto de escisión lavado de una reacción de hidroperóxido de
cumeno con un catalizador ácido, y a un producto de escisión lavado
con bajo contenido de sodio.
El sodio es un constituyente de los reactivos
usados habitualmente en la fabricación de fenol. Pueden aparecer
otros metales en lugar de o además del sodio. En los aspectos de
recuperación de productos de los procesos de fenol, los
constituyentes de la sal metálica pueden obstaculizar la eficacia
del proceso y contaminarán los subproductos del proceso. La
retirada de metales en aspectos seleccionados de los procesos de
fenol puede mejorar las eficacias de proceso y reducir la
producción de subproductos problemáticos.
El fenol puede producirse a partir de la
oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno, seguido de
descomposición catalizada con ácido a un producto de escisión que
comprende soluciones de fenol, acetona y subproductos que incluyen
ácidos orgánicos. La descomposición normalmente se denomina
escisión. El producto de escisión se trata con soluciones de lavado
alcalinas para retirar el catalizador ácido y una parte de los
subproductos de ácido orgánico. Después del lavado, el producto de
escisión y las soluciones de lavado pueden contener sales que
incluyen, predominantemente, hidróxido sódico (NaOH), bisulfato
sódico (NaHSO_{4}), sulfato sódico (Na_{2}SO_{4}), fenato
sódico (NaOC_{6}H_{5}), carbonato sódico (Na_{2}CO_{3}),
bicarbonato sódico (NaHCO_{3}) y sales sódicas de ácidos
orgánicos tales como ácido fórmico, acético, benzoico, propiónico y
oxálico, en diversas combinaciones. El producto de escisión lavado
(WCP) se separa de las soluciones de lavado y se refina en
operaciones de recuperación que implican destilación y separación
para recuperar productos como acetona y fenol, cumeno no
reaccionado y alfa-metilestireno (AMS). La
recuperación purga también impurezas de subproductos de alto y bajo
punto de ebullición.
Las sales residuales que entran en las
operaciones de recuperación como constituyentes en el producto de
escisión lavado pueden dar como resultado el ensuciamiento del
equipo de separación e intercambio de calor. El ensuciamiento puede
retrasarse o ralentizarse haciendo funcionar procesos de
recuperación a eficacias reducidas. Finalmente, los productos
orgánicos pesados del proceso de fenol contienen concentraciones de
sales que pueden presentar un problema de evacuación para las
impurezas orgánicas pesadas que por ejemplo, de otra manera, podrían
quemarse como combustible residual.
Los métodos de fabricación de fenol
representativos que usan diversas soluciones alcalinas para lavar el
producto de escisión se describen en las Patentes de Estados Unidos
2.734.085; 2.737.480; 2.744.143; 3.931.339; 4.262.150; 4.262.151;
4.626.600; 5.245.090 5.304.684; 5.510.543; 6.066.767. La Patente de
Estados Unidos 4.568.466 de Salem et al describe
aplicaciones de intercambio de iones para aguas de alimentación de
caldera de alta pureza. La Patente de Estados Unidos 4.747.954 de
Vaughn et al. muestra formulaciones de resinas de intercambio
de iones.
El documento GB 743 004 describe un método para
la retirada de sales de las mezclas acetona-fenol
obtenidas por descomposición de hidroperóxido de cumeno con un
catalizador ácido.
Hay una necesidad en el campo de la fabricación
de fenol y acetona de mejoras para aprovechar la eficacia y
economía de producción, particularmente respecto a productividad,
operaciones de recuperación y evacuación de residuos. Sería
deseable mejorar la producción de fenol y acetona de manera que (1)
aumente la recuperación de producto y la disponibilidad de la
planta, (2) se reduzca la generación de residuos, (3) se desvíen los
constituyentes de la sal fuera de los subsistemas de proceso, que
suponen costes de funcionamiento y mantenimiento cuando los niveles
de sal elevados están característicamente presentes, (4) se separen
los constituyentes de sal del subproducto orgánico y las corrientes
de residuo para facilitar una evacuación más eficaz respecto a
costes de los compuestos orgánicos, y (5) se facilite un mayor
reciclado interno de los subproductos intermedios recuperables y
reactivos no usados, reduciendo de esta manera los costes de los
reactivos de constitución.
La presente invención retira cationes y aniones
del producto de escisión lavado de la reacción de hidroperóxido de
cumeno con un catalizador ácido. El método contempla el uso de una
operación de lavado alcalina para neutralizar el ácido y retirar el
conjunto de iones del producto de escisión. El producto de escisión
lavado se hace pasar después a través de intercambiadores de
cationes y aniones para retirar los iones antes de la destilación u
otro procesado para recuperar la acetona, fenol y otros compuestos
del producto de escisión. La retirada de iones reduce en gran
medida el ensuciamiento en la recuperación de producto, con menos
evacuación de residuos, menos tiempo muerto operativo y
funcionamiento de mayor duración entre ciclos de mantenimiento,
mejor transferencia térmica y eficacia energética, mayores
velocidades de producción y similares.
En un aspecto, la invención proporciona un
proceso para reducir el contenido de iones del producto de escisión
lavado de la reacción de hidroperóxido de cumeno con un catalizador
ácido. El proceso incluye poner en contacto el producto de escisión
lavado con un intercambiador de cationes para retirar los iones
cargados positivamente, incluyendo sodio, poner en contacto el
producto de escisión lavado con un intercambiador de aniones para
retirar los iones cargados negativamente, incluyendo sulfato, y
recuperar el efluente del intercambiador pobre en sodio y sulfato.
El producto de escisión lavado suministrado a los intercambiadores
pueden ser un producto de escisión totalmente lavado o un producto
de escisión deshidratado, por ejemplo obtenido por coalescencia del
producto de escisión totalmente lavado. El producto de escisión
lavado comprende, preferiblemente, una proporción molar de acetona
a fenol de 0,8 a 1,5, del 2 al 30 por ciento en peso de cumeno, del
4 al 20 por ciento en peso de agua y de 10 a 400 ppmp de sodio, más
preferiblemente menos de 300 ppmp de sodio y, especialmente, menos
de 200 ppmp de sodio. El efluente del intercambiador preferiblemente
tiene menos de 10 ppmp de sodio, más preferiblemente menos de 5
ppmp y, especialmente, menos de 2 ppmp de sodio.
El intercambiador de cationes, preferiblemente,
es una resina de intercambio de cationes fuertemente ácida, en
forma de hidrógeno, o una resina de intercambio de cationes
débilmente ácida, en forma de hidrógeno. El intercambiador de
aniones es, preferiblemente, una resina de intercambio de aniones
débilmente básica, en forma de base libre, o una resina de
intercambio de aniones fuertemente básica, en forma de hidróxido.
Los intercambiadores de iones pueden ser un lecho mixto de medios
de intercambio que comprende intercambiadores tanto de cationes
como de aniones, preferiblemente con un efluente que tiene una
concentración de sodio menor de 5 ppmp. En otra realización, los
intercambiadores de aniones y cationes comprenden lechos en serie de
resinas de intercambio de aniones y cationes, respectiva-
mente, preferiblemente con un efluente que tiene una concentración de sodio menor de 10 ppmp y un pH de 3,5 a 6,0.
mente, preferiblemente con un efluente que tiene una concentración de sodio menor de 10 ppmp y un pH de 3,5 a 6,0.
El proceso incluye, preferiblemente, un ciclo de
adsorción de intercambio de cationes a una temperatura de 20º a
80ºC y una velocidad de suministro al lecho de la resina de
intercambio de cationes de 1 a 60 metros cúbicos por metro cúbico
del volumen del lecho por hora (VL/h). Un ciclo de regeneración de
intercambio de cationes emplea, preferiblemente, del 0,5 al 10 por
ciento en peso de ácido sulfúrico acuoso. El proceso incluye,
preferiblemente, un ciclo de adsorción de intercambio de aniones a
una temperatura de 20º a 80ºC y una velocidad de suministro al
lecho de la resina de intercambio de aniones de 1 a 60 VL/h. Un
ciclo de regeneración de intercambio de aniones puede emplear NaOH
acuoso, fenato sódico o una combinación de los mismos, a una
concentración de NaOH o equivalente de NaOH del 0,2 al 8 por ciento
en peso.
En otra realización, la presente invención
proporciona un proceso para producir fenol que incluye oxidar cumeno
a hidróxido de cumeno, escindir el hidroperóxido de cumeno en
presencia de un catalizador ácido para formar una mezcla de
producto de escisión que incluye fenol y acetona, lavar la mezcla de
producto de escisión con una solución de lavado alcalina para
formar un producto de escisión lavado, poner en contacto el producto
de escisión lavado con un intercambiador de cationes y un
intercambiador de aniones para formar un producto de escisión
pulido con un contenido de iones reducido, preferiblemente como se
ha descrito anteriormente, y recuperar fenol y acetona del producto
de escisión pulido. El lavado puede incluir la coalescencia de un
producto de escisión lavado completo para separar una fase acuosa y
recuperar el producto de escisión lavado para ponerlo en contacto
con el intercambiador, en el que el producto de escisión lavado
recuperado comprende una proporción molar de acetona a fenol de 0,8
a 1,5, del 2 al 30 por ciento en peso de cumeno, del 4 al 20 por
ciento en peso de agua y de 10 a 400 ppmp de sodio, más
preferiblemente menos de 300 ppmp de sodio y, especialmente, menos
de 200 ppmp de sodio.
La recuperación de producto puede incluir
destilación del producto de escisión pulido y la recuperación de
una corriente acuosa reciclada a la etapa de lavado. El proceso
puede incluir también desfenolar el agua de lavado agotada del
lavado. El desfenolado puede incluir acidificar el agua de lavado
agotada y extraer el fenol del agua de lavado acidificada con un
disolvente inmiscible, obtenido de la recuperación de fenol y
acetona, y reciclar el extracto al producto escindido en el lavado.
El proceso puede incluir adicionalmente regenerar el intercambiador
de cationes y aniones con fluidos acuosos y orgánicos, reciclar el
fluido acuoso agotado al desfenolado y reciclar el fluido orgánico
agotado al lavado.
La Figura 1 es un diagrama de proceso
simplificado para la fabricación de fenol de acuerdo con una
realización de la invención.
La Figura 2 es un esquema de proceso
simplificado de una realización de retirada de sodio del producto de
escisión lavado mediante intercambio de cationes/aniones de acuerdo
con la presente invención.
La Figura 3 es una vista en sección simplificada
que muestra una realización de un contactor de intercambio de iones
para instalar resinas tanto catiónicas como aniónicas en lechos
separados en un recipiente.
La Figura 4 es un diagrama de flujo de proceso
simplificado de una realización que usa un lecho de la resina de
intercambio de iones, en configuración paralela, para posibilitar un
funcionamiento continuo de la planta.
La Figura 1 ilustra un proceso para fabricar
fenol a partir de una corriente de cumeno (10), que incluye un
concentrador de hidroperóxido de cumeno (20), oxidar el cumeno (30)
a hidroperóxido de cumeno, escindir el hidroperóxido de cumeno (40)
a una mezcla de fenol y acetona, lavar (50) con una o más soluciones
alcalinas, intercambiar iones (60) para retirar las sales,
recuperar la acetona (70), destilar el fenol (80) y desfenolar el
agua residual (90).
La corriente de suministro de cumeno (10) y la
corriente de producto (22) del equipo de oxidación (30) se
introducen en un concentrador convencional (20). El concentrador
(20) proporciona el suministro de cumeno (10), junto con cualquier
cumeno recuperado de la corriente de producto del equipo de
oxidación (22), como una corriente de cumeno combinada (24) al
equipo de oxidación convencional (30). Una corriente de cumeno de
reciclado (26) se suministra al equipo de oxidación (30) desde la
recuperación de acetona aguas abajo (70), analizada más adelante.
Se introduce aire (28) en el equipo de oxidación (30) para oxidar
parcialmente el cumeno a hidroperóxido de cumeno (CHP) de una
manera bien conocida. El subproducto alcohol dimetilbencílico
(DMBA) se forma también en una menor extensión, así como acetofenona
(AP) y otros subproductos de oxidación. El aire agotado (32) se
extrae del equipo de oxidación (30). La corriente de producto del
equipo de oxidación (22), incluyendo CHP, DMBA, AP y cumeno no
reaccionado, se suministra al concentrador (20) como se ha
mencionado previamente, donde el cumeno no reaccionado se recupera
para reciclar al equipo de oxidación (30).
El efluente es la corriente de producto del
concentrador (34) es rica en CHP para suministrar a un reactor de
escisión (40). Una corriente (36) típicamente recicla la acetona de
la recuperación de acetona aguas abajo (70), analizada más
adelante. Una corriente de catalizador (38), normalmente ácido
sulfúrico, se suministra al reactor de escisión (40) para facilitar
la escisión de CHP para formar una mezcla de productos (42) con
fenol y acetona como productos principales, junto con AP no
reaccionado y sus productos de escisión, que comprende
alfa-metilestireno (AMS), cumil fenol y otros ácido
orgánicos.
La mezcla de producto (42) fluye al lavado (50)
para ponerse en contacto con una o más soluciones de lavado
alcalino (48), típicamente NaOH acuoso, de una manera bien conocida
en la técnica. Una corriente de reciclado alcalino (52) que
contiene fenato a partir de la recuperación de acetona aguas abajo
(70) y una segunda corriente que contiene fenato (54) a partir del
desfenolado del agua residual (90) se suministran también al sistema
de lavado (50) para reducir los requisitos de constitución de la
solución alcalina y minimizar las pérdidas de fenol.
El lavado alcalino da como resultado una fase
acuosa del lavado agotado (56) y un producto de escisión de lavado
(WCP) (58) como una fase orgánica. El lavado alcalino neutraliza y
extrae una parte principal del catalizador ácido y componentes de
sal de la fase de producto, incluyendo ácidos minerales y orgánicos.
La fase de producto retiene partes minoritarias del catalizador
ácido, cationes sodio y aniones de la sal y una proporción
minoritaria de agua. El lavado agotado (56) típicamente comprende
del 85 al 95 por ciento en peso de la solución alcalina de las
corrientes de suministro (48), (52), (54). La fase WCP completa
típicamente comprende al menos el 75 por ciento en peso de los
compuestos orgánicos, aunque puede incluir hasta el 25 por ciento en
peso de la solución de lavado dispersada en el WCP. Una etapa
preferida de la presente invención incluye deshidratar todo el WCP
usando un equipo de coalescencia convencional y metodologías para
separar adicionalmente la solución de lavado residual del WCP. Esto
puede ayudar a reducir el uso de energía y el volumen de flujo en la
recuperación de producto aguas abajo reduciendo el contenido acuoso
del WCP (58) del 85 al 95 por ciento en peso. El agua de la etapa
de coalescencia se descarga con el lavado agotado (56).
El WCP (58) se introduce en la unidad
intercambiadora de iones (60) para retirar los cationes sodio y los
aniones formadores de sal, que pueden incluir sulfato, bisulfato,
carbonato, bicarbonato, fenatos y otros radicales de ácido orgánico
como se analiza con más detalle a continuación. El intercambio de
iones, preferiblemente, retira del 50 al 98 por ciento del sodio y
produce un WCP pulido (62) con menos de 10 ppmp de sodio, más
preferiblemente menos de 5 ppmp y, especialmente, menos de 2 ppmp
de sodio. De esta manera, un contenido de sodio típico de 30 a 40
ppmp en el WCP de la técnica anterior puede reducirse a menos de 5
ppmp. Los intercambiadores de iones tienen una capacidad de masa
unitaria finita para la adsorción y se hacen girar típicamente a
través de ciclos repetidos sucesivos de operación de adsorción,
regeneración y reposo. Pueden instalarse trenes de intercambio de
iones paralelos para permitir el procesamiento continuo, de manera
que los módulos de intercambio de iones saturados experimenten la
regeneración fuera de línea mientras que los módulos regenerados
continúan en servicio. Una corriente de agua residual (64)
producida durante la regeneración de la resina de intercambios de
iones se trata preferiblemente en la unidad de desfenolado (90). El
agua para la regeneración se obtiene preferiblemente a partir de
torres de vacío en cualquier punto de la instalación, por ejemplo,
condensado a chorro, que está libre de sodio. Puede suministrarse
un producto cáustico para la regeneración del intercambiador de
cationes desde la corriente 48 y/o la corriente de reciclado de
fenato 54 descrita más adelante.
El WCP pulido (62) se suministra a la unidad de
fraccionamiento de acetona (70), que produce principalmente un
producto de acetona purificado (68) y un producto de fenol bruto
(72), más una corriente de subproducto orgánico ligero y pesado
(74) y (76), respectivamente. El fraccionamiento de la acetona (70)
recupera también la corriente de reciclado de cumeno (26), la
corriente de reciclado de acetona (36), y la corriente acuosa de
reciclado (52), mencionada previamente. El agua recuperada se envía
a la unidad de desfenolado (90) a través de la línea (78). El fenol
bruto (72) en la técnica anterior, sin pulido por intercambio de
iones, típicamente tendría un contenido de sodio de
100-120 ppmp, pero éste puede ser tan bajo como
aproximadamente 15 ppmp en la presente invención. Otro beneficio en
el fraccionamiento de acetona (70) es que el contenido de sodio
inferior del WCP pulido reduce la frecuencia de los lavados de la
columna de acetona de varias veces al año, cuando el sodio en el
WCP que se suministra a la columna es mayor 30 ppmp, a más de un año
usando los principios de la presente invención. El significado de
este resultado sorprendente es que en la unidad de fraccionamiento
(70) puede lavarse durante los cierres de mantenimiento de la planta
programados, en lugar cerrar la planta frecuentemente debido a la
necesidad de lavar la columna de destilación de acetona.
El producto de fenol bruto (72) hace avanzar
hacia una unidad de fraccionamiento de fenol (80), que
principalmente produce un producto de fenol purificado (82), más
corrientes de subproducto orgánico ligero secundario y pesado
secundario, (84) y (86), respectivamente. En la técnica anterior los
subproductos pesados brutos de la recuperación de fenol podrían
tener un contenido de sodio típico de 200-300 ppmp y
2000-2500 en los subproductos pesados concentrados,
mientras que con la presente invención el contenido de sodio podría
ser de 30 ppmp y 300 ppmp en los subproductos bruto y concentrado,
respectivamente. Esto es una mejora significativa porque los
subproductos de hasta 500 ppmp de sodio pueden quemarse fácilmente
como combustible, mientras que más de 500 ppmp normalmente
requieren un tratamiento especial para la manipulación de cenizas, y
más de 2000-2500 ppmp normalmente requieren una
evacuación costosa por incineración.
El fraccionamiento de fenol (80) recupera
también una corriente intermedia de disolvente (88) usada en el
desfenolado (90). El fraccionamiento de acetona (70) y el
fraccionamiento de fenol (80) son más o menos convencionales aunque
los beneficios de contenidos reducidos de ión sodio y otros en el
WCP (62) y producto de fenol bruto (72) pueden incluir un
funcionamiento más eficaz y una operación más larga entre cierres
para mantenimiento debido a un menor ensuciamiento; menor
evacuación de residuos y similares.
El lavado agotado (56) es principalmente un
suministro de agua residual al desfenolado (90), que es convencional
excepto que puede requerirse una unidad ligeramente más grande de
lo normal para procesar el agua residual (64) generada durante la
regeneración acuosa de las resinas de intercambio de iones en la
unidad (60). El lavado agotado (58) se acidifica con ácido (92)
para convertir el fenato en fenol y se pone en contacto con el
disolvente (88) del fraccionamiento de fenol para extraer el fenol
del lavado agotado (58), de acuerdo con un procedimiento bien
conocido. El disolvente se recupera y se dosifica con sosa cáustica
(94), que convierte el fenol en fenato y permite que el fenato se
distribuya preferentemente en una fase acuosa que se recicla como
la corriente (54) al lavado (50). Después de llevar el fenol al
disolvente, el agua de lavado desfenolada deja el desfenolado (90)
como el agua residual (96). El disolvente agotado (98) del
desfenolado (90) se dirige al fraccionamiento de acetona (70) para
la recuperación de cumeno y
AMS.
AMS.
El método de la presente invención puede usarse
en una nueva planta de acetona-fenol y puede
implementarse también en plantas existentes por actualización. La
incorporación del intercambio de iones en una planta de fenol
existente puede facilitar la capacidad de la planta existente para
concentrar y separar productos, mientras que evita los costes
colaterales para el mantenimiento y evacuación de residuos que, de
otra manera, ocurrirían para un aumento de producción similar sin
reducción en las cargas de sal en el WCP conseguido con el
intercambio de iones.
La Figura 2 muestra una realización de un tren
de intercambio de iones (100) con un lecho intercambiador catiónico
(102) y un lecho intercambiador aniónico (104) que funcionan en
serie. Se muestra también una red de líneas de proceso principales
y líneas utilizadas usadas para lavado, regeneración y enjuagado. En
el modo de producción, la corriente de WCP (104) se dirige a la
entrada de la unidad de cationes (106) y se distribuye a través de
la parte superior del lecho de resina de cationes (102). La unidad
de cationes (106) se mantiene en un estado inundado controlando el
nivel en el separador de purga (108) a través del cual se purgan los
no condensables a la línea (110).
La corriente de WCP (104) entra en contacto con
el lecho de la resina de intercambio de cationes (102) para retirar
los iones sodio, que se intercambian por hidrógeno u otros cationes.
El lecho de la resina de intercambio de cationes (102) puede
comprender una resina de tipo ácido fuerte o ácido débil. Las
resinas de intercambio de iones de ácido fuerte, típicamente,
tienen grupos funcionales ácido sulfónico y los ejemplos
representativos están disponibles en el mercado en Rohm & Haas
con las denominaciones comerciales Amberlyst® 15, Amberlyst® 35,
Amberlyst® 36 y similares. Las resinas de intercambio de iones de
ácido débil típicamente tienen restos de ácido carboxílico y los
ejemplos representativos están disponibles en el mercado en Rohm
& Haas con las denominaciones comerciales Amberlite® IRC 76,
Amberlite® IRC 84 y similares.
A medida que el WCP (104) pasa a través de la
unidad de cationes (106), la resina catiónica convierte las sales
solubles en sus ácidos correspondientes, incluyendo fenol. Por
ejemplo las interacciones de intercambio de iones pueden
transcurrir de la siguiente manera:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
en las que "Rz" representa un
resto en el medio de intercambio de iones, ácido o básico, y
"R" representa un radical orgánico en la corriente de WCP
(104).
El efluente WCP ácido (112) pasa después a
través de la unidad de aniones (114) que contiene el lecho de resina
de intercambio de aniones (104). La unidad de aniones (114) se
mantiene en un estado inundado a través del separador de purga
(116) y una corriente de purga de los no condensables (118) de una
manera similar a la unidad de cationes (106). Puede usarse una
resina de intercambio débilmente o fuertemente básica o una serie
de resinas de intercambio débilmente y fuertemente básicas. Las
resinas de intercambio de iones débilmente básicas típicamente
tienen restos amina terciaria; los ejemplos representativos están
disponibles en el mercado en Rohm & Haas con las denominaciones
comerciales Amberlyst® A21, Amberlyst® A23, Amberlyst® A24 y
similares. Las resinas de intercambio de aniones fuertes
típicamente tienen iones amonio cuaternario; un ejemplo
representativo está disponible en el mercado en Rohm & Haas con
la denominación comercial Amberlyst® A26 OH y similares.
Cuando se usa un intercambiador débilmente
básico, el ácido mineral se retira de acuerdo con la siguiente
reacción:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
en la que "NR_{2}"
representa una función amina sobre la resina débilmente básica.
Cuando se usa un intercambiador fuertemente básico, se retiran
tanto los ácidos minerales como los ácidos orgánicos débilmente
ácidos. Inicialmente, el intercambiador se convierte de su forma
hidróxido a su forma fenólica y los ácidos orgánicos más fuertes
sustituyen entonces progresivamente los grupos fenólicos, seguido
por los ácidos
minerales:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
El efluente (120) del intercambiador de aniones
(114) tiene, por tanto, un contenido de ácido reducido y está
básicamente neutralizado respecto al suministro (112) para acetona y
recuperación de fenol. Los materiales de construcción aguas abajo
se consideran cuando se especifica la unidad de anión (114).
Cuando la capacidad de adsorción en un
intercambiador de iones operativo se satura, el intercambiador se
lleva fuera de línea para regeneración. Como una consideración
práctica, la saturación de la resina en el funcionamiento de
plantas industriales puede no alcanzar la saturación absoluta debido
a aspectos económicos y operativos, que se determinan según las
bases específicas de la planta. Los criterios mediante los cuales se
define la "saturación" operativa pueden incluir minimizar el
consumo de reactivos, minimizar la producción de residuos
orgánicos, controlar la calidad de los residuos, optimizar los
ciclos de carga y descarga de mantenimiento de la planta o
maximizar las purezas de productos, por ejemplo. Para sustituir la
regeneración de entrada al intercambiador, un intercambiador que
espera en reposo (mencionado con referencia más adelante en la
Figura 4) se pondrá en funcionamiento antes de aislar el
intercambiador a regenerar de las corrientes de fabricación. Esta
descripción supone que los intercambiadores catiónicos y aniónicos
(106), (114) se regenerarán en un ciclo compartido. También es
posible regenerar intercambiadores de cationes y aniones
independientemente, a diferentes frecuencias o intervalos,
dependiendo de las velocidades respectivas de la utilización de
capacidad.
La regeneración ocurre en tres fases,
desplazamiento, regeneración de la resina de intercambio de cationes
y regeneración de la resina de intercambio de aniones. El WCP se
desplaza en primer lugar de las tuberías y recipientes con
nitrógeno (122), fluyendo desde la unidad de cationes (106) a través
de la unidad de aniones (114), descargando la línea de recuperación
de producto (120). Las unidades de cationes y aniones se
despresurizan mediante líneas de purga (110), (118). Después del
desplazamiento con nitrógeno, el líquido residual se recicla a
través de las líneas (124), (126) a la unidad de lavado de producto
escindido.
El desplazamiento preferiblemente incluye
"desulfuración" de los intercambiadores, que supone hacer pasar
al menos dos volúmenes de lecho de acetona u otro disolvente a
través de los intercambiadores de cationes y aniones (106), (114),
mientras que se mantienen los lechos (102), (104) en un estado
inundado. La desulfuración promueve una buena humectación de los
medios intercambiadores mediante corrientes de regeneración acuosa.
La resina purgada con disolvente puede ponerse en contacto entonces
con agua para las etapas de regeneración posteriores, sin
complicaciones de formación de múltiples fases líquidas.
El intercambiador de cationes (106) inicialmente
se vuelve a lavar con un condensado frío (128), por ejemplo, a
15-30ºC, descargando fuera la línea superior (130) a
una tanque de recogida de agua fenólica (132). El intercambiador de
cationes (106) se regenera con ácido sulfúrico (134) diluido con
condensado frío, a través de la línea (136), que entra en la parte
superior de la unidad 106 a través de un distribuidor localizado por
encima del lecho intercambiador (102) y descarga a través de la
línea (138) al tanque (132). La regeneración de ácido va seguida de
desplazamiento con ácido a través de una línea de condensado frío
(136), con descarga (138) al tanque (132). El intercambiador de
cationes (106) se enjuaga entonces rápidamente a través de la línea
de condensado frío (136), continuando con la descarga (138) al
tanque de agua fenólica (132). Después, de que el contenido de
fenol de la descarga de agua de enjuagado rápido (138) caiga a una
concentración aceptable, por ejemplo por debajo del 0,5 por ciento
en peso, la descarga de agua de enjuagado rápido se desvía a través
de la línea (140) directamente al tratamiento del agua residual, que
puede incluir desfenolado. El enjuagado rápido se detiene cuando se
ha alcanzado un nivel de conductividad bajo aceptable, por ejemplo
10-20 microhmios.
El intercambiador de aniones (114) inicialmente
se vuelve a lavar con condesado caliente a través de la línea de en
contracorriente (142), por ejemplo a 30-50ºC, con
descarga a través de la línea (112) y la línea de descarga (144) al
tanque de recogida de agua fenólica (132). El intercambiador de
aniones (114) se regenera con un distribuidor en la parte superior
usando una solución de hidróxido sódico (cáustica) (146) diluida
con condensado caliente a través de la línea (148), descargando a
través de la línea (150) al tanque (132). La regeneración cáustica
va seguida de desplazamiento con condensado caliente (148) y
descarga (150) al tanque (132). El intercambiador de aniones (114)
se enjuaga rápidamente entonces con condensado frío a través de las
líneas (152), (112) y se descarga (150) al tanque (132). Cuando el
contenido de fenol del agua de enjuagado rápido cae a una
concentración aceptable, por ejemplo, por debajo del 0,5 por ciento
en peso, el agua de enjuagado rápido se desvía a través de la línea
(154) directamente al tratamiento del agua residual, que puede
incluir desfenolado. El enjuagado rápido se detiene cuando se ha
alcanzado una baja conductividad aceptable, por ejemplo
10-20 microhmios.
Después de completarse la regeneración de
cationes y aniones, el agua se desplaza con nitrógeno (122) desde
la unidad de cationes (106) a través de la unidad de aniones (114),
descargando a través de la línea (154) al tratamiento de aguas
residuales. Las unidades de cationes y aniones (106), (114) se
despresurizan a través de las líneas de purga (110), (118). El
líquido residual se drena y recicla a través de las líneas (124),
(126) a la unidad de lavado del producto de escisión. Las unidades
de intercambio (106), (114) se vuelven a llenar con WCP pulido a
través de la línea (156) y se deja que se llenen con líquido y fuera
de línea hasta que sean necesarias para la operación de
adsorción.
En la Figura 3 se muestra un lecho de resina
mixta (200), que proporciona tanto un lecho de intercambio de
cationes (202) como un lecho de intercambio de aniones (204) en un
recipiente común (206). Como alternativa, las resinas pueden
comprender una mezcla heterogénea de cada tipo de resina en un solo
lecho (no mostrado). Los lechos de resina (202), (204) están
separados por un espaciador físico, tal como placas de soporte
perforadas (208) y/o una capa de resina inerte (210). La boquilla
principal superior (212) y la boquilla principal inferior (214) se
usan para la retirada de iones usando la boquilla (212) como una
entrada y la (214) como una salida. Los fluidos de regeneración
pueden introducirse y retirarse en los puertos (216), (218), (220),
así como en las boquillas principales (212), (214) para la
regeneración del lecho independiente, que transcurriría generalmente
como se ha descrito anteriormente. Un sistema de lecho compacto
representativo para resinas mixtas está disponible en el mercado en
Rohm & Haas, con la denominación comercial Amberpack®.
Para operaciones de proceso continuo en plantas
configuradas usando lechos intercambiadores de cationes/aniones
separados o intercambiadores de lecho mixto, se prefieren al menos
dos conjuntos de unidades de intercambio de iones. En un sistema de
dos conjuntos, un conjunto de intercambiadores estará dando servicio
de adsorción, mientras que el otro conjunto está en el estado de
regeneración/reposo y cualquier conjunto adicional está en el
estado de reposo. La Figura 4 muestra un par de intercambiadores
(200a), (200b) con una línea de suministro de WCP (202) y una línea
de efluente de WCP pulido (204) configurada para funcionamiento por
encima del flujo, abriendo o cerrando selectivamente las válvulas
(206a), (206b), (208a), (208b), (210a), (210b), (212a), (212b),
(214a), (214b). Si las válvulas de cuerpo sólido (206b), (208b),
(210a), (212a), (214a) están cerradas y las válvulas de cuerpo
fuera de línea (206a), (208a), (210b), (212b), (214b) están
abiertas, el dibujo muestra el intercambiador (200a) en servicio de
adsorción y el intercambiador (200b) en regeneración.
Los flujos y descargas de regeneración se
proporcionan a través de una red de tuberías usando conexiones de
entrada/salida del proceso del recipiente principal (216a), (216b),
(218a), (218b). La línea (220) introduce fluidos de regeneración y
de lavado a través de distribuidores para flujo en contracorriente.
El drenaje y descarga usan el cabezal (222), que puede usarse
también para la introducción de cualquier desplazamiento de
sobre-flujo y corrientes de enjuagado junto con el
cabezal de purga (224).
La retirada de iones metálicos del WCP,
particularmente de iones sodio, tiene diversas ventajas técnicas y
comerciales. Reducir el contenido de iones metálicos del WCP puede
aumentar la capacidad de una planta de fenol, típicamente del
5-10%, por ejemplo aumentando los periodos
operativos debido a cierres menos frecuentes así como más cortos
para limpiar los depósitos de ensuciamiento del equipo de
transferencia de calor en las unidades de destilación. La retirada
de iones del WCP puede reducir también los costes de la instalación
en un 5-10% a la misma velocidad de producción, por
ejemplo reduciendo el ensuciamiento en las redes de intercambio de
calor en el sistema de recuperación de producto. La retirada de
iones retira también las sales que pueden formar subproductos
orgánicos de extremo pesado y, de esta manera, reduce o elimina el
procesamiento en sistemas de retirada de sales de extremo pesado
convencionales en plantas de fenol, así como la incineración de
extremos pesados y emisiones de cenizas.
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La Tabla 1 muestra una composición de un
producto de escisión lavado simulado, sintetizado para ensayar la
retirada de iones de acuerdo con la presente invención. Los sistemas
de proceso de fenol industrial, sin coalescentes, pueden producir
un WCP con niveles de sodio en un intervalo de aproximadamente 25 a
30 partes por millón en peso (ppmp). Los valores superiores no son
extraños, sin embargo, y este caso presenta una concentración de
ión sodio de 61 ppmp. La coalescencia puede reducir los niveles de
sodio a 20 ppmp o ligeramente menor. La composición de WCP en la
Tabla 1 ejemplifica un suministro de WCP potencial a una unidad
intercambiadora de iones. Esta composición se usó en el ensayo
presentado a continuación en los Ejemplos 2-3.
Se ensayaron cuatro resinas de intercambio
catiónico en un reactor agitado en modo discontinuo para medir las
capacidades de la resina para adsorber el ión sodio del WCP. Los
ensayos usaron resinas macro-reticulares catiónicas
basadas en copolímeros de estireno-divinilbenceno
reticulados, sulfonados. Las propiedades típicas para cada uno se
muestran en la Tabla 2.
El ensayo discontinuo comprendía agitar una
muestra de resina de 0,5 gramos en 200 gramos de producto de
escisión lavado sintético (véase el Ejemplo 1) que contenía
aproximadamente 61 ppmp de sodio disuelto. Se realizaron cuatro
ensayos de resina manteniendo las soluciones a una temperatura de
aproximadamente 50ºC para evitar la separación de fases. Se
midieron las concentraciones de ión-sodio para las
muestras tomadas a intervalos de 15 minutos durante un ensayo de
una hora. La Tabla 3 muestra las concentraciones de ión sodio
medidas en los intervalos de muestra de los ensayos. Los resultados
muestran que las cuatro resinas tenían capacidades de adsorción muy
parecidas y que diferían en las velocidades de adsorción.
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Las velocidades de adsorción de intercambio de
iones y capacidades para sodio y sulfato en el WCP se determinaron
a continuación en un ensayo en columna de flujo continuo, usando una
unidad intercambiadora de dos lechos para las resinas del Ejemplo
2. El WCP sintético del Ejemplo 1 se bombeó a través de dos lechos
en serie. Los lechos de ensayo se fabricaron usando un tubo de acero
inoxidable de 1,27 cm (½ pulgada) de diámetro, y los lechos se
sumergieron en un baño de aceite controlado termostáticamente para
mantener las temperaturas operativas a aproximadamente 50ºC. El
primer lecho mantuvo la resina de Catión C4 del Ejemplo 2,
anterior, y el segundo lecho usaba una resina de intercambio de
aniones débilmente básica, acrílica, de tipo gel en forma de base
libre (Anión A1). En correspondencia a las propiedades de la resina
catiónica presentada en la Tabla 2, anterior, la resina de Anión A
tenía una capacidad de intercambio de aniones típica de 5,98 eq/kg
y 1,66 eq/l y una capacidad de mantenimiento de humedad del 60 por
ciento en peso.
Las concentraciones de ión sodio se midieron en
las muestras de efluente a partir del segundo lecho de intercambio
(aniones), recogidas a intervalos de 4 horas. Las condiciones del
ensayo se mantuvieron a 50ºC y el caudal de WCP se mantuvo a 8
volúmenes de lecho por (VL/h). Basándose en la capacidad de
adsorción de Catión C4 presentada en la Tabla 1 y la concentración
de suministro de WCP de 61 ppmp de sodio indicada en el Ejemplo 1
anterior, se estimó que la columna de ensayo de este ejemplo tenía
una capacidad teórica para tratar 830 volúmenes de lecho de la
solución de WCP sintético para completar la retirada de sodio. El
ensayo duró hasta que la concentración de sodio del efluente de
enjuagado comenzó a surgir en el efluente de la segunda etapa del
lecho de resina, medido a 780 y 820 volúmenes de lecho. Los
análisis se presentan en la Tabla 4. Los datos se presentan a
incrementos de un volumen de WCP acumulativo tratado, presentados
en términos de volumen de lecho (VL), definido como el volumen de
espacio vacío ocupado por la resina en la columna.
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La resina en cada columna se regeneró usando
caudales de regeneración aproximadamente iguales al caudal del
lecho operativo de 8 VL/h. Cambiando el suministro de WCP sintético,
se bombeó un disolvente de acetona (puro) a través de las columnas
durante 1 hora, seguido de agua desmineralizada durante 1 hora. El
lecho de cationes se desconectó físicamente del lecho de aniones, y
se bombearon 6 VL (30 ml) de H_{2}SO_{4} 1 N a través del lecho
de cationes, seguido de aproximadamente 24 VL de agua
desmineralizada y 12 VL de acetona a través del lecho de cationes.
A través del lecho de aniones se bombearon 3 VL (15 ml) de NaOH 1
Normal, seguido de aproximadamente 20 VL de agua desmineralizada y
12 VL de acetona. El lecho de cationes se conectó después al lecho
de aniones y se bombearon 8 VL de acetona a través del sistema
combinado. El suministro se cambió después a WCP para el siguiente
ciclo del ensayo.
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Se realizó una serie adicional de ensayo con WCP
comercial usando un caudal de WCP de 37,5 VL/h. Se instalaron
resinas nuevas (recientes) en las columnas, usando el Catión C4 y el
Anión A1. Para este experimento, los análisis de muestra se
realizaron usando cromatografía de iones/espectrometría de masas,
indicando una concentración de sodio media de 59 ppmp en el WCP
comercial.
Se realizaron tres campañas de adsorción y,
después de cada ensayo de adsorción, las columnas se regeneraron
usando el protocolo del Ejemplo 3. Los ciclos de adsorción
posteriores se realizaron usando las mismas condiciones de flujo
que en el primer ciclo. Los datos para las series de adsorción se
muestran en la Tabla 5. Los resultados muestran que los niveles de
sodio se redujeron consistentemente a niveles de aproximadamente 10
ppmp o menos mediante múltiples ciclos de carga y regeneración de
resina.
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También se midió el contenido de ión sulfato en
el efluente. Los resultados presentados en la Tabla 6 muestran una
reducción pronunciada en las concentraciones de sulfato en WCP en
paralelo a las concentraciones de ión sodio.
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El producto de escisión lavado (WCP) en un
proceso de fabricación de fenol se trata para retirar los iones
sodio. El WCP se pone en contacto con una resina de intercambio de
cationes en forma de hidrógeno, y después con una resina de
intercambio de aniones en forma de base libre o de hidróxido, para
producir un WCP básicamente libre de iones sodio. Las resinas de
intercambio de cationes y aniones se regeneran mediante ácido y sosa
cáustica, respectivamente. El tratamiento mejora la productividad y
la calidad del producto de procesos de fenol nuevos y
existentes.
Claims (25)
-
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1. Un proceso para reducir el contenido de iones del producto de escisión lavado de la reacción de hidroperóxido de cumeno con un catalizador ácido, en el que el producto de escisión se ha lavado con una solución de lavado alcalina, que comprende:poner en contacto el producto de escisión lavado con un intercambiador de cationes para retirar los iones cargados positivamente, incluyendo sodio;poner en contacto el producto de escisión lavado con un intercambiador de aniones para retirar los iones cargados negativamente, incluyendo sulfato; yrecuperar el efluente del intercambiador pobre en sodio y sulfato.\vskip1.000000\baselineskip
- 2. El proceso de la reivindicación 1, en el que el producto de escisión lavado comprende el producto de escisión lavado completo.
- 3. El proceso de la reivindicación 1, en el que el producto de escisión lavado comprende el producto de escisión deshidratado.
- 4. El proceso de la reivindicación 1, en el que el producto de escisión lavado comprende:una proporción molar de acetona a fenol de 0,8 a 1,5;del 2 al 30 por ciento en peso de cumeno;del 4 al 20 por ciento en peso de agua; yde 10 a 400 ppmp de sodio.
\vskip1.000000\baselineskip
- 5. El proceso de la reivindicación 1, en el que el intercambiador de cationes comprende una resina de intercambio de cationes fuertemente ácida, en forma de hidrógeno.
- 6. El proceso de la reivindicación 1, en el que el intercambiador de cationes comprende una resina de intercambio de cationes débilmente ácida, en forma de hidrógeno.
- 7. El proceso de la reivindicación 1, en el que el intercambiador de aniones comprende una resina de intercambio de aniones débilmente básica, en forma de base libre.
- 8. El proceso de la reivindicación 1, en el que el intercambiador de aniones comprende una resina de intercambio de aniones fuertemente básica, en forma de hidróxido.
- 9. El proceso de la reivindicación 1, en el que poner en contacto el intercambiador de aniones y de cationes comprende hacer pasar el producto de escisión lavado a través de un lecho mixto del medio intercambiador, que comprende tanto intercambiadores de cationes como de aniones.
- 10. El proceso de la reivindicación 9, en el que el efluente tiene una concentración de sodio menor de 10 ppmp.
- 11. El proceso de la reivindicación 1, en el que los intercambiadores de cationes y aniones comprenden lechos en serie de resinas de intercambio de cationes y aniones, respectivamente.
- 12. El proceso de la reivindicación 1, en el que el efluente del lecho de cationes tiene una concentración de sodio menor de 10 ppmp y un pH de 3,5 a 6,0.
- 13. El proceso de la reivindicación 1, que comprende un ciclo de adsorción de intercambio de cationes a una temperatura de 20ºC a 80ºC y una velocidad de suministro de 1 a 60 volúmenes de lecho por hora.
- 14. El proceso de la reivindicación 13, que comprende un ciclo de regeneración de intercambio de cationes con ácido sulfúrico acuoso del 0,5 al 10 por ciento en peso.
- 15. El proceso de la reivindicación 1, que comprende un ciclo de adsorción de intercambio de aniones a una temperatura de 20ºC a 80ºC, y un caudal de 1 a 60 volúmenes de lecho por hora.
- 16. El proceso de la reivindicación 15, que comprende un ciclo de regeneración de intercambio de aniones con NaOH acuoso, fenato sódico o una combinación de los mismos, a una concentración de NaOH o equivalente de NaOH del 0,2 al 8 por ciento en peso.
\global\parskip1.000000\baselineskip
- 17. Un proceso para producir fenol, que comprende:oxidar cumeno a hidroperóxido de cumeno;escindir el hidroperóxido de cumeno en presencia de un catalizador ácido para formar una mezcla de producto de escisión que incluye fenol y acetona;lavar la mezcla de producto de escisión con una solución de lavado alcalina para formar un producto de escisión lavado;reducir el contenido de iones del producto de escisión lavado de acuerdo con el proceso de la reivindicación 1, para formar un producto de escisión pulido con un contenido de iones reducido,recuperar el fenol y acetona del producto de escisión pulido.
\vskip1.000000\baselineskip
- 18. El proceso de la reivindicación 17, en el que el intercambiador de cationes comprende resinas de intercambio de cationes, en forma de hidrógeno, seleccionadas entre resinas de intercambio de cationes fuertemente ácidas y resinas de intercambio de cationes débilmente ácidas y, el intercambiador de aniones comprende una resina de intercambio de aniones seleccionada entre resinas de intercambio de aniones débilmente básicas, en forma de base libre, y resinas de intercambio de aniones fuertemente básicas, en forma de hidróxido.
- 19. El proceso de la reivindicación 17, en el que el producto de escisión pulido comprende menos de 10 ppmp de sodio.
- 20. El proceso de la reivindicación 17, en el que el producto de escisión pulido comprende menos de 2 ppmp de sodio.
- 21. El proceso de la reivindicación 17, en el que el producto de escisión lavado comprende una proporción molar de acetona a fenol de 0,8 a 1,5; del 2 al 30 por ciento en peso de cumeno; del 4 al 20 por ciento en peso de agua y de 10 a 400 ppmp de sodio.
- 22. El proceso de la reivindicación 21, en el que el lavado incluye la coalescencia de un producto de escisión lavado completo para deshidratar el producto de escisión lavado para ponerlo en contacto con el intercambiador.
- 23. El proceso de la reivindicación 21, en el que la recuperación de producto incluye la destilación del producto de escisión pulido y la recuperación de una corriente acuosa, y el proceso comprende adicionalmente reciclar la corriente acuosa a la etapa de lavado.
- 24. El proceso de la reivindicación 21, que comprende adicionalmente desfenolar el agua de lavado agotada del lavado.
- 25. El proceso de la reivindicación 24, que comprende adicionalmente regenerar el intercambiador de cationes y aniones con fluidos acuosos y orgánicos, reciclar el fluido acuoso agotado al desfenolado, y reciclar el fluido orgánico agotado al lavado de producto de escisión o a la recuperación de fenol y acetona.
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