FR3073516B1 - Procede de production du 2,3,3,3-tetrafluoropropene. - Google Patents
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Abstract
La présente invention concerne un procédé pour la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène comprenant les étapes : i) dans un premier réacteur, mise en contact de 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène avec de l'acide fluorhydrique en phase gazeuse en présence d'un catalyseur pour produire un courant A comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène n'ayant pas réagi ; et ii) dans un second réacteur, mise en contact en phase gazeuse en présence ou non d'un catalyseur d'acide fluorhydrique avec au moins un composé chloré sélectionné parmi le groupe consistant en 1,1,1,2,3-pentachloropropane, 2,3-dichloro-1,1,1-trifluoropropane , 2,3,3,3-tétrachloropropène et 1,1,2,3-tétrachloropropène pour produire un courant B comprenant 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène, caractérisé en ce que le courant A obtenu à l'étape i) alimente ledit second réacteur utilisé pour l'étape ii) ; et en ce que la pression à l'entrée dudit premier réacteur de l'étape i) est supérieure à la pression à l'entrée dudit second réacteur de l'étape ii).
Description
Procédé de production du 2.3.3.3-tétrafluoropropène
Domaine technique de l'invention
La présente invention concerne la production d'hydrofluorooléfines. Plus particulièrement, la présente invention concerne la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène.
Arrière-plan technologique de l'invention
Les hydrocarbures halogénés, en particulier les hydrocarbures fluorés comme les hydrofluorooléfines, sont des composés qui ont une structure utile comme matériaux fonctionnels, solvants, réfrigérants, agents de gonflage et monomères pour polymères fonctionnels ou matériaux de départ pour de tels monomères. Des hydrofluorooléfines comme le 2,3,3,3-tétrafluoropropène (HFO-1234yf) attirent l'attention parce qu'elles offrent un comportement prometteur comme réfrigérants à faible potentiel de réchauffement global.
Les procédés de production de fluorooléfines sont habituellement effectués en présence d'une substance de départ telle qu'un alcane contenant du chlore ou un alcène contenant du chlore, et en présence d'un agent fluorant tel que le fluorure d'hydrogène. Ces procédés peuvent être effectués en phase gazeuse ou en phase liquide, en absence ou non de catalyseur. On connaît par exemple par US 2009/0240090 un procédé en phase gazeuse de préparation du 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène (HCFO-1233xf) à partir du 1,1,1,2,3-pentachloropropane (HCC-240db). Le HCFO-1233xf ainsi produit est converti en 2-chloro- 1.1.1.2- tétrafluoropropane (HCFC-244bb) en phase liquide puis ce dernier est converti en 2.3.3.3- tétrafluoropropène.
On connaît également par WO 2013/088195, un procédé de préparation du 2,3,3,3-tétrafluoropropène à partir du 1,1,1,2,3-pentachloropropane et/ou 1,1,2,2,3-pentachloropropane, comprenant les étapes : (a) réaction catalytique du 1,1,1,2,3-pentachloropropane et/ou 1,1,2,2,3-pentachloropropane avec HF en un mélange réactionnel comprenant HCl, 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène, 2,3,3,3-tetrafluoropropène, HF n'ayant pas réagi et optionnellement 1,1,1,2,2-pentafluoropropane; (b) séparation du mélange réactionnel en un premier courant comprenant HCl et 2,3,3,3-tétrafluoropropène et un second courant comprenant HF, 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène et optionnellement 1,1,1,2,2-pentafluoropropane; (c) réaction catalytique dudit second courant en un mélange réactionnel comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl, 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène non réagi, HF non réagi et optionnellement 1,1,1,2,2-pentafluoropropane et (d) alimentation du mélange réactionnel obtenu à l'étape c) directement à l'étape a) sans séparation.
Il y a toujours un besoin pour des procédés de production du 2,3,3,3-tétrafluoropropène plus performant. Résumé de l'invention
La présente invention concerne un procédé pour la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène comprenant les étapes : i) dans un premier réacteur, mise en contact de 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène avec de l'acide fluorhydrique en phase gazeuse en présence d'un catalyseur pour produire un courant A comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène n'ayant pas réagi ; et ii) dans un second réacteur, mise en contact en phase gazeuse en présence ou non d'un catalyseur d'acide fluorhydrique avec au moins un composé chloré sélectionné parmi le groupe consistant en 1,1,1,2,3-pentachloropropane, 2,3-dichloro-l,l,l-trifluoropropane, 2,3,3,3-tétrachloropropène et 1,1,2,3-tétrachloropropène pour produire un courant B comprenant 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène, caractérisé en ce que le courant A obtenu à l'étape i) alimente ledit second réacteur utilisé pour l'étape ii) ; et en ce que la pression à l'entrée dudit premier réacteur de l'étape i) est supérieure à la pression à l'entrée dudit second réacteur de l'étape ii).
Le présent procédé permet d'optimiser et d'améliorer la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène. Ainsi la formation d'impuretés lourdes peut être minimisée dans la boucle réactionnelle. La diminution des quantités d'impuretés lourdes permet de réduire les réactions secondaires pour in fine faciliter la purification du 2,3,3,3-tétrafluoropropène. La mise en œuvre de l'étape ii) à une pression plus faible qu'à l'étape i) permet en particulier de diminuer la formation de 1,1,1,2,2-pentafluoropropane. La teneur en l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène (HCFO-1223xd) est également diminuée dans ces conditions.
Selon un mode réalisation préféré, la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 100 mbar à 3,5 bar, avantageusement de 150 mbar à 3,0 bar, de préférence de 300 mbar à 2,5 bar, plus préférentiellement de 400 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar. Le contrôle de la différence de pression entre l'entrée des deux réacteurs dans la gamme mentionnée ci-dessus permet d'optimiser les conditions de purification du 2,3,3,3-tétrafluoropropène subséquentes. Par exemple, une différence de pression telle que mentionnée ci-dessus permet de facilement contrôler les conditions opératoires pouvant être utilisée pour purifier le courant B comme détaillé ci-dessous dans la présente demande. Ainsi maintenir une différence de pression telle que mentionnée ci-dessus entre les réacteurs utilisés à l'étape i) et ii) permet de garder une faible teneur en impuretés dans la boucle réactionnelle tout en gardant un procédé viable économiquement.
Selon un mode de réalisation préféré, l'étape i) et l'étape ii) sont mises en œuvre en présence d'un catalyseur, de préférence un catalyseur à base de chrome, en particulier ledit catalyseur comprend un oxyfluorure de chrome ou un oxyde de chrome ou un fluorure de chrome ou un mélange de ceux-ci.
Selon un mode de réalisation préféré, le catalyseur est à base de chrome et comprend également un co-catalyseur sélectionné parmi le groupe consistant en Ni, Zn, Co, Mn ou Mg, de préférence la teneur en co-catalyseur est comprise entre 0,01% et 10% sur base du poids total du catalyseur.
Selon un mode de réalisation préféré, le courant B comprend également 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane.
Selon un mode de réalisation préféré, le courant B est purifié, de préférence par distillation, pour former un premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et un second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène.
Selon un mode de réalisation préféré, ledit second courant est recyclé à l'étape i).
Selon un mode de réalisation préféré, ledit courant A et ledit au moins un composé chloré sont mis en contact préalablement à l'entrée de ceux-ci dans ledit second réacteur.
Selon un mode de réalisation, la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre est différente de celle à laquelle l'étape ii) est mise en œuvre ; et l'écart entre la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre et la température à laquelle l'étape ii) est mise en œuvre est supérieur à 0,2°C, avantageusement supérieur à 0,5°C, de préférence supérieur à 1°C, plus préférentiellement supérieur à 5°C, en particulier supérieur à 10°C ; et inférieur à 60°C, avantageusement inférieur à 55°C, de préférence inférieur à 50°C, plus préférentiellement inférieur à 45°C, en particulier inférieur à 40°C, plus particulièrement inférieur à 35°C, de manière privilégiée inférieur à 30°C, de manière préférentiellement privilégiée inférieur à 25°C, de manière particulièrement privilégiée inférieur à 20°C. L'écart entre la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre et la température à laquelle l'étape ii) est mise en œuvre est exprimé en valeur absolu.
Selon un mode réalisation préféré, le courant B est refroidi à une température inférieure à 100°C, puis distillé pour former ledit premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et ledit second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène et optionnellement l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène; la température en tête de colonne de distillation est de -30°C à 10°C et la distillation est mise en œuvre à une pression est de 2 à 6 bara ; ledit second courant obtenu en pied de colonne de distillation est recyclé à l'étape i).
Description détaillée de l'invention
La présente invention concerne un procédé pour la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène comprenant les étapes : i) dans un premier réacteur, mise en contact de 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène avec de l'acide fluorhydrique en phase gazeuse en présence d'un catalyseur pour produire un courant A comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène n'ayant pas réagi ; et ii) dans un second réacteur, mise en contact en phase gazeuse en présence ou non d'un catalyseur d'acide fluorhydrique avec au moins un composé chloré sélectionné parmi le groupe consistant en 1,1,1,2,3-pentachloropropane, 2,3-dichloro-l,l,l-trifluoropropane, 2,3,3,3-tétrachloropropène et 1,1,2,3-tétrachloropropène pour produire un courant B comprenant 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène.
De préférence, le courant A obtenu à l'étape i) alimente ledit second réacteur utilisé pour l'étape ii).
De préférence, le courant A peut également comprendre 1,1,1,2,2-pentafluoropropane.
Selon un mode de réalisation préféré, le courant B comprend également 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane. Le courant B peut également comprendre l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène (HCFO-1223xd).
Selon un mode de réalisation préféré de l'invention, la pression à l'entrée dudit premier réacteur de l'étape i) est supérieure à la pression à l'entrée dudit second réacteur de l'étape ii).
De préférence, la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 100 mbar à 3,5 bar, avantageusement de 150 mbar à 3,0 bar, de préférence de 300 mbar à 2,5 bar, plus préférentiellement de 400 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar.
Le procédé selon l'invention est ainsi mis en œuvre dans des conditions efficaces permettant de minimiser la teneur en l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène (HCFO-1223xd) et/ou 1,1,1,2,2-pentafluoropropane (HFC-245cb) dans le courant B. Ainsi, le courant B peut également comprendre une teneur en l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène (HCFO-1223xd) inférieure à 10% en poids sur base du poids total des composés organiques contenus dans ledit courant B, avantageusement inférieure à 8% en poids, de préférence inférieure à 7% en poids, plus préférentiellement inférieure à 6% en poids, en particulier inférieure ou égale à 5% en poids sur base du poids total des composés organiques contenus dans ledit courant B. En outre, le courant B peut également comprendre une teneur en 1,1,1,2,2-pentafluoropropane (HFC-245cb) inférieure à 40% en poids sur base du poids total des composés organiques contenus dans ledit courant B, avantageusement inférieure à 35% en poids, de préférence inférieure à 30% en poids, plus préférentiellement inférieure à 25% en poids, en particulier inférieure ou égale à 20% en poids sur base du poids total des composés organiques contenus dans ledit courant B. Le poids total dudit courant B n'inclut pas les poids de HF et HCl également présents dans le courant B comme mentionné ci-dessus.
Selon un mode de réalisation préféré, l'étape i) et l'étape ii) sont mises en œuvre en présence d'un catalyseur, de préférence un catalyseur à base de chrome. De préférence, le catalyseur à base de chrome peut être un oxyde de chrome (par exemple CrCh, CrÛ3 ou Cr2Û3), un oxyfluorure de chrome ou un fluorure de chrome (par exemple CrFs) ou un mélange de ceux-ci. L'oxyfluorure de chrome peut contenir une teneur en fluor comprise entre 1 et 60% en poids sur base du poids total de l'oxyfluorure de chrome, avantageusement entre 5 et 55% en poids, de préférence entre 10 et 52% en poids, plus préférentiellement entre 15 et 52% en poids, en particulier entre 20 et 50% en poids, plus particulièrement entre 25 et 45% en poids, de manière privilégiée entre 30 et 45% en poids, de manière plus privilégiée de 35 à 45% en poids de fluor sur base du poids total de l'oxyfluorure de chrome. Le catalyseur peut également comprendre un co-catalyseur choisi parmi le groupe consistant en Ni, Co, Zn, Mg, Mn, Fe, Zn, Ti, V, Zr, Mo, Ge, Sn, Pb, Sb ; de préférence Ni, Co, Zn, Mg, Mn ; en particulier Ni, Co, Zn. La teneur en poids du co-catalyseur est comprise entre 1 et 10% en poids sur base du poids total du catalyseur. Le catalyseur peut être supporté ou non. Un support tel que l'alumine, par exemple sous sa forme alpha, de l'alumine activée, les halogénures d'aluminium (AIF3 par exemple), les oxyhalogénures d'aluminium, du charbon actif, fluorure de magnésium ou du graphite peut être utilisé.
De préférence, le catalyseur peut une surface spécifique entre 1 et 100 m2/g, de préférence entre 5 et 80 m2/g, plus préférentiellement entre 5 et 70 m2/g, idéalement entre 5 et 50 m2/g, en particulier entre 10 et 50 m2/g, plus particulièrement entre 15 et 45 m2/g.
Selon un mode de réalisation préféré, la pression à l'entrée dudit premier réacteur est la pression atmosphérique ou une pression supérieure à celle-ci, avantageusement la pression à l'entrée dudit premier réacteur est supérieure à 1,5 bara, de préférence supérieure à 2,0 bara, en particulier supérieure à 2,5 bara, plus particulièrement supérieure à 3,0 bara. De préférence, l'étape i) est mise en œuvre à une pression à l'entrée dudit premier réacteur comprise entre la pression atmosphérique et 20 bara, de préférence entre 2 et 18 bara, plus préférentiellement entre 3 et 15 bara.
De préférence, l'étape i) du présent procédé est mise en œuvre avec un temps de contact entre 1 et 100 s, de préférence entre 2 et 75 s, en particulier entre 3 et 50 s. De préférence, le rapport molaire HF/1233xf peut varier entre 1:1 et 150:1, de préférence entre 2:1 et 125:1, plus préférentiellement entre 3:1 et 100:1. On peut ajouter un oxydant, comme l'oxygène ou le chlore, en cours de l'étape i). Le rapport molaire de l'oxydant sur le composé hydrocarbure peut être entre 0,005 et 2, de préférence entre 0,01 et 1,5. L'oxydant peut être de l'oxygène pur, de l'air ou un mélange d'oxygène et d'azote.
Comme mentionné ci-dessus, la pression à l'entrée dudit second réacteur est inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur. Ainsi, la pression à l'entrée dudit second réacteur peut être inférieure à la pression atmosphérique. La pression à l'entrée dudit second réacteur peut être supérieure à 1,5 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur, de préférence supérieure à 2,0 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur, en particulier supérieure à 2,5 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur, plus particulièrement supérieure à 3,0 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur. De préférence, l'étape ii) est mise en œuvre à une pression comprise entre la pression atmosphérique et 20 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur, de préférence entre 2 et 18 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur, plus préférentiellement entre 3 et 15 bara tout en étant inférieure à celle à l'entrée dudit premier réacteur.
De préférence, l'étape ii) du présent procédé est mise en œuvre avec un temps de contact entre 1 et 100 s, de préférence entre 2 et 75 s, en particulier entre 3 et 50 s. De préférence, le rapport molaire HF/composé chloré peut varier entre 1:1 et 150:1, de préférence entre 2:1 et 125:1, plus préférentiellement entre 3:1 et 100:1. On peut ajouter un oxydant, comme l'oxygène ou le chlore, en cours de l'étape ii). Le rapport molaire de l'oxydant sur le composé hydrocarbure peut être entre 0,005 et 2, de préférence entre 0,01 et 1,5. L'oxydant peut être de l'oxygène pur, de l'air ou un mélange d'oxygène et d'azote.
Selon un mode de réalisation préféré, l'étape i) est mise en œuvre à une température comprise entre 310°C et 420°C, avantageusement entre 310°C et 400°C, de préférence entre 310°C et 375°C, plus préférentiellement entre 310°C et 360°C, en particulier entre 330°C et 360°C.
Selon un mode de réalisation préféré, l'étape ii) est mise en œuvre à une température comprise entre 320°C et 440°C, avantageusement entre 320°C et 420°C, de préférence entre 330°C et 400°C, plus préférentiellement entre 330°C et 390°C, en particulier entre 340°C et 380°C. L'étape i) peut être mise en œuvre à une température différente ou égale à celle de l'étape ii). Lorsque l'étape i) est mise en œuvre à une température différente de celle de l'étape ii), l'étape i) peut être mise en œuvre à une température inférieure à celle de l'étape ii) ou à une température supérieure à celle de l'étape ii).
Selon un mode de réalisation préféré, l'écart entre la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre et la température à laquelle l'étape ii) est mise en œuvre est supérieur à 0,2°C, avantageusement supérieur à 0,5°C, de préférence supérieur à 1°C, plus préférentiellement supérieur à 5°C, en particulier supérieur à 10°C ; et inférieur à 60°C, avantageusement inférieur à 55°C, de préférence inférieur à 50°C, plus préférentiellement inférieur à 45°C, en particulier inférieur à 40°C, plus particulièrement inférieur à 35°C, de manière privilégiée inférieur à 30°C, de manière préférentiellement privilégiée inférieur à 25°C, de manière particulièrement privilégiée inférieur à 20°C.
Selon un mode de réalisation préféré, ledit courant A et ledit au moins un composé chloré sont mis en contact préalablement à l'entrée de ceux-ci dans ledit second réacteur. Le mélange résultant est le mélange C.
De préférence, ledit au moins un composé chloré est à l'état liquide. Celui-ci est vaporisé par mélange avec ledit courant A. Le mélange résultant C est alors sous forme gazeuse. En particulier, le mélange entre ledit courant A et ledit au moins un composé chloré est effectué dans un mélangeur statique. De préférence, ledit au moins un composé chloré est introduit dans le mélangeur statique via une ou plusieurs buses de pulvérisation. Ledit au moins un composé chloré est ainsi pulvérisé sous forme de gouttelettes avant d'être vaporisé par mélange avec ledit courant A ; formant ainsi un mélange C sous forme gazeuse. La pulvérisation dudit au moins un composé chloré sous forme de fines gouttelettes permet d'assurer une vaporisation plus efficace de celui-ci. Par exemple, le diamètre moyen des gouttelettes ainsi produites peut être inférieur à 500 pm.
De préférence, la mise en contact dans un mélangeur statique dudit courant A avec ledit au moins un composé chloré génère une perte de charge de 100 mbar à 500 mbar, avantageusement de 200 à 300 mbar. Ainsi, la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 100 mbar à 3,5 bar, avantageusement de 150 mbar à 3,0 bar, de préférence de 300 mbar à 2,5 bar, plus préférentiellement de 450 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar, dont 100 mbar à 500 mbar sont issus de l'utilisation dudit mélangeur statique, avantageusement dont 200 à 300 mbar sont issus de l'utilisation dudit mélangeur statique.
Ledit mélange C peut optionnellement être chauffé ou refroidi avant son introduction dans ledit second réacteur. Cette étape peut être réalisée par l'intermédiaire d'un échangeur de chaleur pour contrôler la température à l'entrée dudit second réacteur. Ainsi, lorsque le mélange C est chauffé ou refroidi par l'intermédiaire d'un échangeur de chaleur, une perte de charge de 300 à 700 mbar peut être générée, avantageusement de 400 à 600 mbar. Dans ce cas, la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 300 mbar à 2,5 bar, plus préférentiellement de 400 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar, dont 300 à 700 mbar sont issus de l'utilisation dudit échangeur de chaleur pour chauffer ou refroidir ledit mélange C, avantageusement dont 400 à 600 mbar sont issus de l'utilisation dudit échangeur de chaleur pour chauffer ou refroidir ledit mélange C.
Plus particulièrement, si le mélange entre ledit courant A et ledit au moins un composé chloré est effectué dans un mélangeur statique et que le mélange C résultant est chauffé ou refroidi par l'intermédiaire d'un échangeur de chaleur, comme détaillé ci-dessus, de 400 mbar à 1,2 bar peut être générée, avantageusement de 500 mbar à 1,0 bar. Dans ce cas, la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 400 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar, dont 400 mbar à 1,2 bar sont issus de l'utilisation dudit mélangeur statique et dudit échangeur de chaleur, avantageusement dont 500 mbar à 1,0 bar sont issus de l'utilisation dudit mélangeur statique et dudit échangeur de chaleur.
Selon un mode de réalisation préféré, le courant B est purifié, de préférence par distillation, pour former un premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1.1.1.2.2- pentafluoropropane, et un second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène. Ledit second courant peut également comprendre du l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène.
De préférence, ledit courant B est distillé dans des conditions suffisantes pour former ledit premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et ledit second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropene et optionnellement l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène. En particulier, la distillation peut être effectuée à une pression de 2 à 6 bara, plus particulièrement à une pression de 3 à 5 bara. En particulier, la température en tête de colonne de distillation est de -35°C à 10°C, de préférence de -20°C à 0°C.
Selon un mode de réalisation préféré, ledit second courant est recyclé à l'étape i). Ledit second courant peut éventuellement être purifié, en particulier par distillation, avant d'être recyclé à l'étape i). La purification dudit second courant peut éventuellement être mise en œuvre pour éliminer le l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène éventuellement présent dans celui-ci.
Selon un mode réalisation préféré, ledit courant B obtenu à l'étape ii) est refroidi préalablement à la purification mentionnée ci-dessus. En particulier, ledit courant B obtenu à l'étape ii) est refroidi à une température inférieure à 100°C, puis distillé pour former ledit premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et ledit second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène et optionnellement 1.2- dichloro-3,3,3-trifluoropropène; la température en tête de colonne de distillation est de -35°C à 10°C et la distillation est mise en œuvre à une pression de 2 à 6 bara ; ledit second courant obtenu en pied de colonne de distillation est recyclé à l'étape i).
Ledit courant B peut être refroidi, avant distillation, à une température inférieure à 95°C, avantageusement inférieure à 90°C, de préférence inférieure à 85°C, plus préférentiellement inférieure à 80°C, en particulier inférieure à 70°C, plus particulièrement inférieure à 60°C, de manière privilégiée inférieure à 55°C, de manière avantageusement privilégiée inférieure à 50°C, de manière préférentiellement privilégiée inférieure à 40°C, de manière plus préférentiellement privilégiée inférieure à 30°C, de manière particulièrement privilégiée inférieure à 25°C, de manière plus particulièrement privilégiée inférieure à 20°C. Le refroidissement du flux de produits obtenu à de telles températures facilite la distillation ultérieure de l'étape c).
Le refroidissement dudit courant B peut être effectué grâce à un ou une pluralité d'échangeurs de chaleur. Le refroidissement dudit courant B peut être effectué en faisant passer celui-ci au travers de un, deux, trois, quatre, cinq, six, sept, huit, neuf ou dix échangeurs de chaleur, de préférence le nombre d'échangeurs de chaleur est compris entre 2 et 8, en particulier entre 3 et 7.
De préférence, le procédé selon la présente invention est mis en œuvre en continu.
Exemple
La fluoration du HCFO-1233xf (2-chloro-3,3,3-trifluoropropène) en HFO-1234yf (2,3,3,3-tétrafluoropropène) et optionnellement en HFC-245cb (1,1,1,2,2-pentafluoropropane) est réalisée dans un premier réacteur multitubulaire. Le courant de produits issu de cette fluoration alimente un second réacteur. Ledit second réacteur est également alimenté avec un flux d'acide fluorhydrique et de 1,1,1,2,3-pentachloropropane (HCC-240db). La fluoration du HCC-240db en HCFO-1233xf (2-chloro-3,3,3-trifluoropropène) est réalisée dans le second réacteur multitubulaire. Une boucle de recyclage dont le débit est contrôlé permet de ramener certains produits vers le premier réacteur. Le premier et le second réacteur contiennent un catalyseur massique à base d'oxyde de chrome. Le catalyseur est activé par une série d'étapes comprenant séchage, fluoration, traitement sous air et fluoration avec recyclage. Ce traitement en plusieurs étapes permet de rendre le solide catalytique actif et sélectif.
Dans le premier réacteur, le procédé de fluoration est mis en œuvre suivant les conditions opératoires suivantes :
Une pression absolue dans le réacteur de fluoration de 6,1 bars absolu
Un ratio molaire entre l'HF et la somme des organiques alimentés par la boucle de recyclage compris entre 15 et 20
Un temps de contact compris entre 18 et 20 secondes
Une température constante dans le réacteur de 350°C.
Dans le second réacteur, le procédé de fluoration est mis en œuvre suivant les conditions opératoires suivantes :
Une pression absolue dans le réacteur de fluoration de 5,5 bars absolu
Un ratio molaire entre l'HF et la somme des organiques alimentés par la boucle de recyclage compris entre 12 et 15
Un temps de contact compris entre 11 et 13 secondes
Une température constante dans le réacteur de 350°C.
La différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 600 mbar. Le débit de la boucle de recyclage à l'entrée du premier réacteur varie de 34 à 38 kg/h. Le débit d'introduction du 1,1,1,2,3-pentachloropropane dans le second réacteur varie de 3 à 7 kg/h. Les teneurs en 1,1,1,2,2-pentafluoropropane (HFC-245cb) et en l,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène (HFCO-1223xd) dans le courant sortant du 2eme réacteur sont reprises dans le tableau 1 ci-dessous.
Tableau 1
* Les teneurs sont calculées sur base du poids total des composés organiques dans le courant sortant du 2ème réacteur.
Le demandeur a observé que les teneurs en HFC-245cb et en HCFO-1223xd dans le courant sortant du second réacteur diminuent lorsque le procédé est mis en œuvre avec une pression à l'entrée du premier réacteur supérieure à celle à l'entrée du second réacteur par rapport à une mise en œuvre du procédé à des pressions identiques dans les deux réacteurs.
Claims (10)
- Revendications1. Procédé pour la production de 2,3,3,3-tétrafluoropropène comprenant les étapes : i) dans un premier réacteur, mise en contact de 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène avec de l'acide fluorhydrique en phase gazeuse en présence d'un catalyseur pour produire un courant A comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène n'ayant pas réagi ; et ii) dans un second réacteur, mise en contact en phase gazeuse en présence ou non d'un catalyseur d'acide fluorhydrique avec au moins un composé chloré sélectionné parmi le-groupe consistant en 1,1,1,2,3-pentachloropropane, 2,3-dichloro-l,l,l-trifkioropropane, 2,3,3,3-tétrachloropropène et 1,1,2,3-tétrachloropropène pour produire un courant B comprenant 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène, caractérisé en ce que le courant A obtenu à l'étape i) alimente ledit second réacteur utilisé pour l'étape ii) ; et en ce que la pression à l'entrée dudit premier réacteur de l'étape i) est supérieure à la pression à l'entrée dudit second réacteur de l'étape ii).
- 2. Procédé selon la revendication précédente caractérisé en ce que la différence de pression entre la pression à l'entrée dudit premier réacteur et la pression à l'entrée dudit second réacteur est de 100 mbar à 3,5 bar, avantageusement de 150 mbar à 3,0 bar, de préférence de 300 mbar à 2,5 bar, plus préférentiellement de 400 mbar à 2,0 bar, en particulier de 750 mbar à 1,75 bar, plus particulièrement de 1 à 1,5 bar.
- 3. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que l'étape i) et l'étape ii) sont mises en œuvre en présence d'un catalyseur, de préférence un catalyseur à base de chrome, en particulier ledit catalyseur comprend un oxyfluorure de chrome ou un oxyde de chrome ou un fluorure de chrome ou un mélange de ceux-ci.
- 4. Procédé selon la revendication précédente caractérisé en ce que le catalyseur est à base de chrome et comprend également un co-catalyseur sélectionné parmi le groupe consistant en Ni, Zn, Co, Mn ou Mg, de préférence la teneur en co-catalyseur est comprise entre 0,01% et 10% sur base du poids total du catalyseur.
- 5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que le courant B comprend également 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HF, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane.
- 6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que le courant Best purifié, de préférence par distillation, pour former un premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, H£l et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et un second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène.
- 7. Procédé selon la revendication précédente caractérisé en ce que ledit second courant est recyclé à l'étape i).
- 8. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que ledit courant A et ledit au moins un composé chloré sont mis en contact préalablement à l'entrée de ceux-ci dans ledit second réacteur.
- 9. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre est différente de celle à laquelle l'étape ii) est mise en œuvre ; et l'écart entre la température à laquelle l'étape i) est mise en œuvre et la température à laquelle l’étape ii) est mise en œuvre est supérieur à 0,2°C, avantageusement supérieur à 0,5°C, de préférence supérieur à 1°C, plus préférentiellement supérieur à 5°C, en particulier supérieur à 10oC; et inférieur à 60°C, avantageusement inférieur à 55°C, de préférence inférieur à 50°C, plus préférentiellementinférieur à 45°C, en particulier inférieur à 40°C, plus particulièrement inférieur à 35°C, de manière privilégiée inférieur à 30°C, de manière préférentiellement privilégiée inférieur à 25°C, de manière particulièrement privilégiée inférieur à 20°C.
- 10. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que le courant B est refroidi à une température inférieure à 100°C, puis distillé pour former un premier courant comprenant 2,3,3,3-tétrafluoropropène, HCl et 1,1,1,2,2-pentafluoropropane, et un second courant comprenant HF et 2-chloro-3,3,3-trifluoropropène et optionnellement 1,2-dichloro-3,3,3-trifluoropropène ; la température en tête de colonne de distillation est de -35°C à 10°C et la distillation est mise en œuvre à une pression est de 2 à 6 bara ; ledit second courant obtenu en pied de colonne de distillation est recyclé à l'étape i).
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