HUT71090A

HUT71090A - Process for pressurized producing alkanesulfonyl chloride and alkanesulfonic acid

Info

Publication number: HUT71090A
Application number: HU9500926A
Authority: HU
Inventors: Steven G Schon; Gregory A Wheaton; Thomas H Overgaard
Original assignee: Atochem North America Elf
Priority date: 1994-03-31
Filing date: 1995-03-30
Publication date: 1995-11-28
Also published as: PL307952A1; EP0675107A1; CN1112110A; CA2145325A1; HU9500926D0; JPH0841011A; BR9501297A; IL113125A0

Description

Jelen találmány szerinti eljárás alkánszulfonil-klorid (ASC) és/vagy alkánszulfonsav (ASA) együttes előállítására vonatkozik, ahol egy RSX általános képletű vegyületet, mely képletben

X jelentése hidrogénatom, vagy -SR¹ csoport,

R és R¹ jelentése alkilcsoport, vizes, sósavas közegben nyomás alatt klórral reagáltatunk. Nevezetesen a találmány alkil-merkaptán, vagy alkil-díszülfid és klór reagáltatási eljárására vonatkozik vizes, sósavas közegben kb. -10 °C és kb. 115 °C közötti hőmérsékleten legalább 105 kPa (abszolút) és legfeljebb 0,81 MPa közötti nyomáson (a HC1 kritikus nyomása), továbbá az alkánszulfonil-klorid és/vagy alkánszulfonsav kinyerésére és, adott esetben, a nagymértékben lecsökkentett alkánszulfonil-klorid tartalmú vizes sósavtermék külön eljárásban végrehajtott kinyerésére .

Jól ismert, hogy mind az alkánszulfonil-kloridot (ASC), mind az alkánszulfonsavat (ASA) és ezek keverékeit vizes, sósavas közegben klór és alkil-merkaptán vagy alkil-díszülfid reagáltatásával kb. -10 °C és legfeljebb kb. 115 °C közötti reakcióhőmérsékleten elő lehet állítani. Az ismert eljárás szerint nem kondenzálódó sósavgőzt állítanak elő és bocsátanak felfelé haladó ASA-t és/vagy ASC-t tartalmazó vízgőz árammal egy kondenzátorba, ahonnan mint fej terméket elviszik. A szállított ASA aeroszol formában van jelen, míg a szállított ASC ASC-gőz (főkomponens) és ASC-aeroszol (csekélyebb mennyiségben) együtteseként van jelen. Fenti eljá • ·

rásokra vonatkoznak például a következő szabadalmak:

US 3 626 004 (1971. 12. 07), US 3 600 136 (1971. 08. 17.) és UK 1 350 328 (közzétéve: 1974. 04. 18.).

A technika állása szerint az ismertetett folyamatot atmoszférikus nyomásnál kisebb nyomáson célszerű végrehajtani, mivel ez teszi lehetővé a reaktor gáznemü termékeinek eltávoltását fejtermékként. A meglévő ismeretek szerint a visszamaradó sósavat, valamint az egyéb illékony szennyezőanyagokat az ASC és/vagy ASA termékektől vákuumos vagy gőzös sztrippeléssel lehet elkülöníteni.

A technika állása szerint ismert, hogy a sztrippelés miatt a reaktorból származó sósavgőz, amely sósavgőzt fejtermékként nyerünk ki, jelentős mennyiségű (több ezer ppm) ASC-t tartalmaz. A sósav melléktermék végső felhasználásánál, például acélmaratásnál, az ASC a vas(II)-ionok jelenlétében elbomlik, és nem megengedhető szagot terjeszt. Következésképpen a sósav mellékterméket tovább kell kezelni az ASC szint csökkentésére, illetve a szagképzési hajlam csökkentésére vagy megszüntetésére.

Jelen találmány alkánszulfonil-klorid vagy alkánszulfonsav folyamatos előállítási eljárására vonatkozik egy RSX általános képletű vegyület, amelyben

X jelentése hidrogénatom, vagy -SR¹ csoport, R és R¹ jelentése 1-20 szénatomos alkilcsoport, reagáltásával vizes, sósavas közegben klórral -10 °C és 115 °C közötti hőmérsékleten 105 kPa (abszolút) és legfeljebb 0,81 MPa közötti nyomáson.

• ·

- 4 Az ismertetésre kerülő eljárás egy RSX általános képletű vegyület nyomás alatti reakciójára vonatkozik, amely általános képletben

X jelentése hidrogénatom vagy -SR¹ csoport, továbbá

R és R¹ jelentése 1-20 szénatomos alkilcsoport, előnyösen

1-8 szénatomos alkilcsoport, amely lehet például metil-, etil-, propil-, butil-, hexil- és oktilcsoport.

Az RSX általános képlettel megadott vegyületek alkil-merkaptánok vagy alkil-diszulfidők. Az RSX vegyületeket vizes, sósavas közegben előnyösen tömény sósavban klórgázzal reagáltatjuk. Noha a reakciót tiszta vízben vagy híg sósavban is meg lehet indítani, a vizes közeg hamarosan tömény sósavvá alakul az RSX vegyület és a klór reakciója során a vizes közegben bekövetkező gáznemü sósavképődés hatására.

A technika állása szerint ismert eljárások némelyikét olyan reaktáns betáplálási sebességek mellett játszatják le, hogy heves turbulens áramlás jöjjön létre, míg más eljárásoknál statikus vagy dinamikus keverési megoldásokat alkalmaznak. Jelen találmány szerinti eljárás nem említett korlátok meghaladására vonatkozik, következésképpen a technika állása szerint ismert megoldások alkalmazása előnyös lehet. A reaktánsokat előnyösen legalább sztöchiometrikus arányban fecskendezzük a reaktorba, noha a klór kismértékű feleslege, például 5 %-os feleslege kívánatos lehet.

A találmány szerinti eljárás egyik előnyös megvalósítási módja szerint az RSX vegyület betáplálási sebessége a nyomás alatt álló reaktorba 2,2-5400 mól/óra.m² a reaktor

- 5 aktív zónájának keresztmetszeti területére vonatkoztatva, előnyösebben, kb. 220 és kb. 3600 mól/óra.m².

A reakcióban, amelyet -10 °C és 50 °C közötti hőmérsékleten, előnyösen 10-35 °C közötti hőmérsékleten hajtunk végre, túlnyomórészt ASC termék keletkezik, valamint a tejtermékként kinyert sósav. 85 és 115 °C közötti hőmérsékleteken, előnyösen 95 °C és 110 °C között a reakcióban túlnyomórészt ASA és csekély mennyiségű ASC keletkezik. Ha a reakció hőmérséklete 50 °C és 85 °C közötti, az ASC és az ASA meghatározott összetételű elegyét kapjuk.

Mint az előzőekben ismertettük, az ASC és az ASA, valamint ezek elegyeinek előállítására szolgáló ismert eljárásokban sósav (HC1) gőz is keletkezik, amely a vízben vagy vízgőzben abszorbeálódik, és sósavat eredményez. Ez a termék, amelyet gőz halmazállapotú tejtermékként nyerünk ki, nem-kívánatos mennyiségben ASC-t tartalmaz, amelyet a reaktorból sztrippeléssel eltávolított HC1 ragad magával.

A fentiekben ismertetett eljárást meglepő módon javítja, hogyha a műveletet nyomás alatt hajtjuk végre, a berendezést úgy módosítva, hogy a reakciót nyomás alatt lehessen vezetni. Az eljárást 105 kPa (abszolút) és legfeljebb 0,81 MPa (abszolút, a HC1 kritikus nyomása) nyomáson valósítjuk meg. A reakció nyomása előnyösen kb. 0,16 MPa (abszolút) és kb. 1 MPa (abszolút) közötti, előnyösebben 0,11 MPa és 0,5 MPa (abszolút) közötti.

Meglepődve tapasztaltuk, hogy a találmány szerinti eljárással javítható a gáz-folyadék érintkeztetés és a reak- 6 táns gázok oldhatósága, végeredményben a nyersanyagok hasznosítása a reaktorban. Az eljárás váratlan hatása az is, hogy csökken a reaktort elhagyó gőzből kikondenzálódó folyadék mennyisége (a várható az lenne, hogy a nyomás növelésével a kondenzálódó anyagok mennyisége nő) . Ez azt eredményezi, hogy kisebb, kevésbé költséges kiegészítő rendszereket, például kondenzátorokat és szivattyúkat lehet alkalmazni a reaktorhoz.

A jelen találmány szerinti eljárás, amennyiben atmoszférikusnál magasabb nyomáson valósítjuk meg, még akkor is, ha a nyomás növelés mérsékelt, lényegesen csökkenti a HC1 termék szennyeződését ASC-vel, azaz a nyomás alatti működtetés csökkenti a reaktorból származó HC1 gőzre a sztrippelési hatást.

A nyomás alatti működtetés javítja továbbá a reaktor térfogati hatékonyságát olymódon, hogy növeli a folyadék hányadát a forrásban lévő zónában (abban a reaktorzónában, amelyben az RSX és a klór reakciója turbulenciát hoz létre), növeli a tényleges tartózkodási időt vagy növeli az adott tartózkodási idő mellett megengedhető betáplálást. A nyomás alá helyezés elősegíti a gőz és a folyadék elválását, csökkenti annak valószínűségét, hogy a gáznemü termék folyadékot ragadjon magával. Mindez következésképpen növeli a reaktor betáplálás gyakorlat által meghatározott felső határát, azt a határt, amikor hidrodinamikus hatások (például habzás vagy cseppelragadás) a reaktor kapacitás további növelését már nem engedik meg.

-ΊΑ cseppfolyós nyers termék (ASC, ASA vagy ezek elegye) képződését követően a nyomást atmoszféranyomásra vagy átmos zf éranyomásnál kisebb nyomásra csökkentjük előnyösen a reakció hőmérsékletén vagy afölötti hőmérsékleten, abból a célból, hogy felszabadítsuk a reakció nyomás alatti körülményei között oldatba ment további sósavat. A nyomás alól felszabadított nyers, cseppfolyós terméket tovább kezeljük a technika állása szerint ismert módon a maradó szennyező anyagok eltávolítása céljából. A nyomáscsökkentéskor felszabaduló HC1 gőzt fej termékként elvezetjük, és ismert módon a HC1 kinyerése és/vagy további tisztítása céljából feldolgozzuk.

A reaktor tetején kilépő gőzöket és gázokat egy kondenzátorba továbbítjuk. A kondenzátort elhagyó lecsapódott folyadékot visszavezetjük a reaktorba. A HC1 és az egyéb nem-kondenzálódó gázok (példái inért anyagok, fölös klór vagy más gázhalmazállapotú reakciótermékek), ha ilyenek vannak, a rektor rendszert a kondenzátort követő gázlefuvató vezetékben elhelyezett nyomásszabályozó eszközön keresztül hagyják el úgy, hogy közben a rendszer működési nyomása fennmaradjon. A nem-kondenzálódó gázokat hagyományos módszerekkel tovább feldolgozzuk, kinyerjük, elkülönítjük és/vagy tovább tisztítjuk.

A találmány egy előnyös megvalósítási módja szerint a reaktor és a kondenzátor közé egy frakcionáló oszlopot telepítünk a következőképpen:

A reaktor tetején távozó gázokat és gőzöket a (nyomás alatt lévő töltött vagy tálcás) rektifikáló oszlop alsó gőzbevezetéséhez továbbítjuk. A rektifikáló oszlopban a gőzöket a kondenzátorból bevezetett, hütött, kondenzált folyadékkal érintkeztetjük. A szétválasztási művelet révén (desztillációs művelettel) csökkentjük a kevésbé illékony komponensek (például ASC) maradó koncentrációját a gőzáramban.

A rektifikáló oszlop tetején kilépő, tisztított gőzáramot a kondenzátorhoz továbbítjuk. A kondenzátort elhagyó kondenzált folyadékot visszavezetjük a rektifikáló oszlop tetejére, mint refluxot. A rektifikáló oszlopot alul elhagyó kondenzált folyadékot visszacirkuláltatjuk a reaktorba. A HC1 és a többi, nem-kondenzálódó gáz (például inért anyagok, fölös klór és egyéb gázhalmazállapotú termékek), ha ilyenek vannak, a reaktort és a rektifikáló rendszert egy kondenzátort követő lefúvató gázvezetéken elhelyezett nyomásszabályozó berendezésen keresztül hagyják el, miközben a rendszer műveleti nyomása fennmarad. A nem-kondenzálódó gázokat hagyományos műveletekkel kinyerhetjük, elkülöníthetjük, és/vagy tisztíthatjuk.

Az alábbiakban ismertetésre kerülő berendezést alkalmazzuk a további 1-4. példákban:

A berendezés egy függőleges, 10 cm belső átmérőjű, csőalakú üveg vagy üveggel bélelt acél reaktorrészből áll, továbbá fluoro-polimer bevonatú peremes acél csőelemekből (orsók, T-elemek és X-elemek), amelyek teljes hossza 4,2 m. A reaktort egy mellette lévő függőleges (oldalkar) hő9

cserélőhöz csatlakoztatjuk egy túlfolyó vezetéken keresztül, amely a reaktor aljától kb. 3,6 m magasra emelkedik, és egy visszacirkuláltató vezetéken át, amely a fenék felett kb. 60 cm-rel lép be a reaktorba. A reaktor kialakítás folyamatos üzemet tesz lehetővé.

Metánszulfonsav előállításához (a metánszulfonil-klorid hasonlóképpen készíthető) a rendszert 70 térfogat% metánszulfonsav (MSA) , 26 % víz és 4 % sósav (HC1) elegyével töltjük meg. A folyadékszint kb. 30 cm-rel van a túlfolyó szintje alatt. Egy automatikus áramlás szabályozón keresztül, a reaktor aljától kb. lm magasan elhelyezett betáplálás! nyíláson át klórgázt (99,5 %-os tisztaságú) oszlatunk el a reaktorban (az alkalmazott lyuggatott fluoro-polimer betáplálás! cső, amelyet az eloszlatáshoz használunk, a reaktor teljes keresztmetszetére kiterjed). Egy automatikus áramlásszabályozón keresztül egy, a reaktor aljától kb.

1,5 m magasan elhelyezkedő betáplálási nyíláson keresztül elpárologtatott metil-merkaptánt (99 %-os tisztaságú) táplálunk be, és oszlatunk el a reaktorban (a lyuggatott fluoro-polimer betáplálási cső, amely a gáz eloszlatására szolgál, a reaktor teljes keresztmetszetére kiterjed).

A klór és a merkaptán reakciója nagyon hevesen, gázhalmazállapotú HC1 fejlődés közben játszódik le. A gázt (az el nem reagált klórral és merkaptánnal együtt) a reaktor tetejétől vezetjük el a kondenzátorhoz. A keletkező kondenzátumot visszavisszük a reaktorba, a nem-kondenzálódó részt pedig egy nyomásszabályozó szelepen keresztül egy kausztikus mosóba továbbítjuk. Az automatikus nyomásszabályozó a reaktor tetején fenntartja a beállított reaktornyomást.

A gázfejlődés következtében buborékok keletkeznek, ezért a reaktorban a folyadék szintje a túlfolyó szintje fölé emelkedik, megindítva az oldalkar hőcserélőn keresztül a keringést . A hőcserélőt az exoterm reakcióban keletkező hő elvonására használjuk. A hűtőközeg áramlását az oldalkar hőcserélőben automatikus hőmérséklet szabályozó állítja be olymódon, hogy a reaktorba visszacirkuláltatott (hütött) folyadék hőmérséklete az előre beállított értéken maradjon. A reaktort 80 °C feletti hőmérsékleten üzemeltettük, az elsődleges reakciótermék tehát szulfonsav (MSA) volt, csekély mennyiségű nem-hidrolizált metánszulfonil-klorid (MSC) mellett, amely melegítés hatására víz jelenlétében MSA termékké hidrolizálhat, például az MSA gőzös kihajtására szolgáló sztrippelési műveletben.

A visszacirkuláltatott reakciófolyadék egy részét automatikus áramlásszabályozón át a reaktor aljánál mint nyers MSA terméket elvesszük. Az elvétel sebességét úgy szabályozzuk, hogy egy előre beállított sűrűséget tartsunk fenn. A reaktorban a folyadékszintet kb. 5 cm-rel tartjuk a túlfolyó vezeték szintre felett olymódon, hogy egy automatikus szintszabályozóval szabályozzuk a kiegészítő vízbetáplálást a reaktorba. A kiegészítő vizet a visszacirkuláltatott kondenzátummal egyesítjük, és a reaktorba egy, a reaktor aljától kb. 50 cm magasságban elhelyezett folyadék betáplálási nyíláson át vezetjük be.

A merkaptán betáplálás! nyílása és a hőcserélő túlfolyó vezetékének szintje között helyezkedik el a reaktor

2,1 m hosszú aktív zónája. A reaktor alsó 1,5 m-es aktív· zónáját üvegcsőből készítettük, hogy a buborokképződés dinamikáját az aktív zónában szabad szemmel meg lehessen figyelni .

la. példa

A példában a reakció hőmérséklete 113 °C. A reaktor tetejénél mérhető nyomás 110 kPa (abszolút). A merkaptán betáplálás sebessége 2,8 kg/óra, a klór betáplálás sebessége

12,4 kg/óra; ez 0,44 %-os klór feleslegnek felel meg. A nyers termék elvételi sebességét úgy állítjuk be, hogy a reaktorban folyadék sűrűségét 1,38-os értéken tartsuk. Ez kb. 77 tömeg%-os MSA koncentrációnak felel meg a nyers termékben .

A kausztikus folyadékmosóban meghatározzuk az MSA nátriumsójának koncentrációját (az MSC és a nátrium-hidroxid reakciójának terméke). Az analitikai eredmények azt mutatják, hogy a merkaptán betáplálásból a kén egyenértékűben kifejezett hozamveszteség 3 %, amit a reaktorból a sósavgőz hordott át MSC formában.

lb. példa

A példában az la. példa szerinti műveleti körülményeket alkalmazzuk annyi eltéréssel, hogy a reakciót 0,18 MPa (abszolút) nyomáson hajtjuk végre.

A kausztikus mosófolyadék analízise alapján megállapítható, hogy a merkaptán betáplálásból a kén egyenértékben kifejezett hozamveszteség 0,7 %, amit a reaktor tetején elvett sósavgőz hordott át MSC formában.

A reaktor nyomás 0,18 MPa-ra emelésével a HC1 MSC szenynyezettségét negyed részére csökkentettük (az la. példa szerinti értékkel összehasonlítva).

2a. példa

14,6 kg/óra; ez 3,28 %-os klór feleslegnek felel meg. A nyers termék elvételi sebességét úgy állítjuk be, hogy a reaktor folyadék sűrűsége 1,38-os értéken maradjon, ez megfelel kb. 76 tömeg%-os MSA koncentrációnak a nyers termékben.

A kausztikus folyadékmosóban meghatározzuk az MSA nátriumsójának koncentrációját (az MSC és a nátrium-hidroxid reakciójának terméke). Az analitikai eredmények azt mutatják, hogy a merkaptán betáplálásból a kén egyenértékben kifejezett hozamveszteség 4,2 %, amit a reaktorból a sósavgőz hordott át MSC formában.

2b. példa

A példában a 2a. példa szerinti műveleti körülményeket alkalmazzuk annyi eltéréssel, hogy a reakciót 0,18 MPa (abszolút) nyomáson hajtjuk végre.

A kausztikus mosófolyadék analízise alapján megállapítható, hogy a merkaptán betáplálásból a kén egyenértékben kifejezett hozamveszteség 2,8 %, amit a reaktor tetején felvett sósavgőz hordott át MSC formában.

A reaktor nyomás 0,18 MPa-ra emelésével a HC1 MSC szenynyezettségét harmad részére csökkentettük (a 2a. példa szerinti értékkel összehasonlítva).

3a. példa

A példában a reakció hőmérséklete 113 °C. A reaktor tetejénél mérhető nyomás 0,24 MPa (abszolút). A merkaptán betáplálás sebessége 2,8 kg/óra, a klór betáplálás sebessége

14,6 kg/óra; ez 3,28 %-os klór feleslegnek felel meg. A nyers termék elvételi sebességét úgy állítjuk be, hogy a reaktor folyadék sűrűsége 1,30-es értéken maradjon, ez megfelel kb. 58 tömeg%-os MSA koncentrációnak a nyers termékben.

A kausztikus folyadékmosóban meghatározzuk az MSA nátriumsójának koncentrációját (az MSC és a nátrium-hidroxid reakciójának terméke). Az analitikai eredmények azt mutatják, hogy a merkaptán betáplálásból a kén egyenértékben kifejezett hozamveszteség 0,8 %, amit a reaktorból a sósav* ·

gőz hordott át MSC formában.

A sósavgőz alacsony MSC áthordása a jelen példa szerinti nyomás alatti műveletben 0,24 MPa (abszolút) nyomásnál öszszehasonlítható az lb. példában leírt, nyomás alatti művelet 0,18 MPa nyomásánál tapasztaltakkal.

3b. példa

A példában a 3a. példa szerinti műveleti körülményeket alkalmazzuk annyi eltéréssel, hogy a reakciót 0,1 MPa (abszolút) nyomáson hajtjuk végre.

A kívánt 113 °C-os hőmérsékletet nem lehetett elérni, mivel a reaktorfolyadék forrni kezdett kb. 105 °C-on. A forrás megakadályozta a normális reaktor visszacirkulálást, és ellenőrizhetetlenné tette a műveletet.

Az eredmények mutatják, hogy a nyomás alatti művelet kiterjeszti az ASC/ASA reakciók műveleti körülményeinek alkalmazható tartományát.

4. példa

A reaktorba visszakeringetett, kondenzált gőzök áramlási sebességét fenti példák szerinti eljárásokban rotaméterrel mértük. Az la. példa szerinti műveleti körülmények között (0,11 MPa nyomás) a kondenzátum átlagos áramlási sebessége kb. 10 kg/óra. Az lb. példa szerinti műveleti körülmények között (0,18 MPa nyomás) a kondenzátum átlagos áramlási se:*’·........

·* :··. ·’ · ·

.......... ; ··;·

- 15 bessége kb. 5-7,5 kg/óra.

Jelen példa mutatja, hogy a keletkező kondenzátum menynyisége a reaktor kondenzátorában csökken (ahelyett, hogy nőne, amint az várható lenne) a műveleti nyomás növelésével.

Egy ismertetett technika állása szerinti eljárással atmoszférikus körülmények között működő metánszulfonil-kloridot és metánszulfonsavat előállító ipari üzem tapasztalatai szerint a keletkező kondenzátum térfogata behatárolja a rendszer kapacitását (a kondenzátum áramlási sebessége nem lehet nagyobb, mint amit a kondenzátor és csővezetékei kezelni tudnak). Az ipari gyakorlat számára tehát fontos, hogy a reaktor és kondenzátor rendszer nyomás alatti működtetésével a kondenzátum térfogata csökkenthető, mivel ez lehetővé teszi a gyártási kapacitás növelését.

A következő példa a frakcionáló vagy rektifikáló oszlop alkalmazását mutatja be az ASC és ASA gyártásban. A frakcionáló elhelyezése a reaktor és a kondenzátor között várakozáson felüli mértékben csökkenti a hidrogén-klorid melléktermék gázok által elvitt ASC mennyiségét. A frakcionáló rendszer alkalmazása előnyös a jelen találmány szerinti, atmoszféra nyomás feletti nyomásokon, továbbá az alkánszulfonil-klorid és az alkánszulfonsav a technika állása szerinti, vákuumos, vagy normál, atmoszférikus nyomáson működő alkil-merkaptán vagy alkil-diszulfid és klór reagál tatásával a megvalósított folyamatos gyártási eljárásánál a jelen szabadalmi leírásban ismertetett hőmérsékleteken. A következő kísérleteket atmoszférikus nyomású reaktorban hajtjuk végre.

• « ··· Μ» • · · ··· *·

5. példa

A kővetkező kísérletek célja az elragadott MSC mennyiségének csökkentésére, illetőleg kinyerésére szolgáló különböző rendszerek hatékonyságának meghatározása.

A reaktorként alkalmazott 500 ml-es, háromnyakú lombikot 200 ml 36 %-os vizes sósav-oldattal (HC1) és 200 ml metánszulfonil-kloriddal (MSC) töltjük meg. A reaktorként alkalmazott lombik három nyakának egyikére három különböző csőalakú, a következőkben ismertetésre kerülő, kolonna közül egyet csatlakoztatunk. A második nyakhoz egy durva porozitású szinterezett üvegszürőt csatlakoztatunk, amelyen át egy HC1 tároló tartályból egy hozzá csatlakozó rotaméteren keresztül vízmentes HCl-t permetezünk a reaktorba abból a célból, hogy elősegítsük a koncentrált vizes HC1 közegben a metil-merkaptán és a gázhalmazállapotú klór reakciójában a HC1 fejlődést. A HC1 betáplálás sebessége a reaktorban 1,57 1/perc volt (0,07 mól/perc vagy másként 2,5 g/perc). A lombik harmadik nyakát használtuk a vizes HC1 és MSC betáplálására a reakciózónába.

Az első kísérletben (A) a henger alakú oszlop, amelyet a reaktor tetejéhez függőlegesen illesztünk, egy nyitott 60 cm hosszúságú és 2,5 cm átmérőjű oszlop. A második kísérletben (B) a hengeres oszlop mérete ugyanaz, mint az (A) kísérletben, de 0,5 cm-es kerámia nyeregtestekkel töltjük meg (ez úgy működik, mint egy durva frakcionáló oszlop). A harmadik kísérletben (C) az oszlop 30 tányéros Oldershaw oszlop.

- 17 Az (A), (B) és (C) kísérletek mindegyikében az oszlop tetejéhez egy csövet csatlakoztatunk a gáz elvezetésére egy szomszédos HC1 elnyeletőhöz, amely egy 52,5 cm hosszú és 2,54 cm átmérőjű, 6 mm-es üvegspirálokkal töltött, függőleges üvegoszlop. A HC1 elnyelető tetejénél, illetőleg aljánál csőcsatlakozókat alakítottunk ki abból a célból, hogy az elnyeletőben vizet cirkuláltassunk. A desztillált vizet az abszorber oszlop tetején tápláljuk be, ugyanúgy, mint a reaktor és az elnyelető között elhelyezkedő hengeres oszlopból származó gázokat. Az egyes kísérletekben a vizet addig cirkuláltatjuk vissza a HC1 elnyeletőbe, amíg sűrűségéből ítélve a vizes HC1 oldat koncentrációja 32 tömeg%-os lesz. Az 56 percen át cirkuláltatott víz 141 g HCl-t nyel el. A végső HC1 oldat tömege 441 g (141 HC1 és 300 g H2O), végső térfogata pedig 380 ml. Az egyes kísérletekben az MSC/vizes HC1 elegy hőmérséklete 25 °C.

Amennyiben vízmentes HCl-t bocsátunk át az MSC/vizes HC1 elegyen, HC1 gáz párolog el, és ragad magával MSC-t, valamint HCl/víz elegyet a hőmérséklettől függő mértékben.

Az (A) kísérletben az összes elragadott anyag a HC1 elnyelető tetejére kerül a cső alakú kolonnából. 2,09 g MSC-t oldunk fel 441 g 32 tömeg%-os HC1 oldatban. Az MSC koncentrációja 4751 milliomod rész (ppm) a 32 tömeg%-os tömény vizes HC1 oldatban. 141 g HC1 gáz 2,09 g MSC-t szabadít fel, ami azt jelenti, hogy a MSC koncentrációja 0,0148 g MSC 1 g HC1 gázra vonatkoztatva.

A (B) kísérletben ugyanazokat a kísérleti körülményeket • ·<· állítjuk be, amelyeket az (A) kísérletben használtunk, de a nyitott csőoszlopot 0,5 cm-es kerámia nyeregtestekkel töltjük meg, és refluxot hozunk létre. A reflux mértéke csekély, kb. 0,5 ml/perc. Ezt a HCI/H2O egymást követő elpárolgása és kondenzálódása a kerámia nyeregtesteken hozza létre. Ilyen körülmények között 441 g 32 tömeg%-os koncentrált vizes HC1 oldat 1,307 MSC-t szabadít fel. Az MSC koncentrációja 2971 ppm a 32 tömeg%-os HCl-ben. 141 g HC1 gáz 1,307 g MSC-t szabadít fel fel, ami azt jelenti, hogy az MSC koncentrációja 0,00927 g MSC/g HC1 gáz. Ezt azt jelenti, hogy az (A) kísérlet eredményeivel összehasonlítva az elragadott MSC mennyisége a sósavban 37,5 %-kal csökken.

A (C) kísérletben ugyanazokat a körülményeket hozzuk létre, mint az (A) kísérletnél, de a nyitott csőkolonna helyett egy 30 tálcás 2,54 cm átmérőjű Oldershaw kolonnát használunk. Az ilyen típusú kolonna fokozott mértékű gáz-folyadék érintkezést biztosít. A tálca kialakítása olyan, hogy minden egyes tálca, amelyen a gáznak át kell haladnia, csekély mennyiségű folyadékot tart vissza. A visszafolyatás (reflux) mértéke csekély, kb. 0,5 ml/perc. Ezt a HCI/H2O tálcákon bekövetkező egymást követő elpárolgása és kondenzálódása hozza létre. Ilyen körülmények között 0,373 g MSC oldódik 440 g 32 tömeg%-os koncentrált vizes HC1 oldatban. Az MSC koncentrációja a 32 tömeg%-os HC1 oldatban 847 ppm. 141 g HC1 gáz 0,373 g MSC-t szabadít fel, ami azt jelenti, hogy az MSC koncentrációja 0,0026 g MSC/g HC1 gáz. Ez azt jelenti, hogy az (A) kísérlet eredményeivel összehasonlítva a HC1-elragadott MSC mennyisége 82,4 %-kal csökken.

Ezek a kísérletek arra mutatnak, hogy a HC1 gáz melléktermékkel elragadott MSC mennyiségét jelentős mértékben csökkenteni lehet, hogyha a reaktor és a kondenzátor közé egy rektifikáló (frakcionáló) oszlopot helyezünk el az alkánszulfonil-klorid (vagy alkánszulfonsav) vizes közegben alkil-merkaptánból vagy alkil-diszulfidból klórozoással megvalósított gyártási folyamatában.

Mint az előző példákban bemutattuk, a találmány szerinti eljárást az ismertetett berendezésekben meg lehet valósítani, de az eljárást tovább lehet javítani stacionárius (merev, mozdulatlan) keverőelemek vagy egységek elhelyezésével a reaktoroszlop aktív reakciózónájában. Az ilyen típusú keverőberendezést a Koch Engineering Company, Inc. 1991-ben kiadott KSM-6 jelű ismertetőjében írják le, és bemutatják, hogy alkalmazásával a jelen találmány szerinti eljáráshoz hasonló folyamatos reakcióknál elő lehet segíteni a dugószerü áramlás kialakulását. A stacionárius keverőeszközök használatát az alkánszulfonil-klorid és az alkánszulfonsav folyamatos eljárással történő gyártásában a jelen szabadalommal egyidejűleg benyújtott US 08/221 224 szabadalmi bejelentés ismerteti és igényel rá oltalmat.

·· ···* ., » · , * ··· ···

•.....· · » ♦ ··· · > · • · <

• »···

RSX

Szabadalmi igénypontok

Claims

Szabadalmi igénypontok

1. Folyamatos eljárás alkánszulfonil-klorid vagy szulfonsav előállítására, azzal jellemezve, hogy egy általános képletű vegyületet, a képletben X jelentése hidrogénatom vagy -SR¹ csoport, R és R¹ jelentése 1-20 szénatomos alkilcsoport, vizes hidrogén-klorid-oldatban -10 °C és 115 °C közötti hőmérsékleten 0,105 MPa és 0,81 MPa abszolút nyomás közötti nyomáson klórral reagáltatunk, és az alkánszulfonil-kloridot, alkánszulfonsavat vagy ezek keverékeit kinyerjük.
2. Az 1. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy fej termékként hidrogén-klorid gőzt nyerünk ki.
3. A 2. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióból származó kondenzálható gőzöket visszafolyatjuk a reaktorba.
4. A 3. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reaktorból távozó nem-kondenzálódó gázokat a hidrogén-klorid gőzzel együtt fej termékként kinyerjük.
5. A 4. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reaktor tetején át kibocsátott gázokat a gőzből kondenzált, visszafolyatott folyadékkal érintkeztetjük, és rektifikáljuk, mielőtt a folyadékot visszavezetjük a reaktorba .
6. Folyamatos eljárás alkánszulfonil-klorid vagy alkánszulfonsav előállítására, azzal jellemezve, hogy egy RSX általános képletű vegyületet, ahol ··>·· · » · ··· ··· • · ··* «·

X jelentése hidrogénatom vagy -SR¹ csoport,

R és R¹ jelentése 1-8 szénatomos alkilcsoport, vizes sósavoldatban fölös klórral reagáltatunk, ahol a reaktánsok mólaránya 5 %-os klórfeleslegig terjedhet, és az RSX vegyület betáplálás! sebessége 25-60.000 mól/óra 1 m² reaktor-keresztmetszetre vonatkoztatva -10 °C és

115 °C közötti hőmérsékleten és 0,105 MPa és 0,81 MPa közötti abszolút nyomáson, és az alkánszulfonil-kloridot, alkánszulfonsavat vagy ezek keverékeit kinyerjük.
7. A 6. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként metil-merkaptánt alkalmazunk.
8. A 6. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként dimetil-diszulfidőt alkalmazunk.
9. A 6. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a hidrogén-klorid gőz fej terméket kinyerjük.
10. A 6. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy az RSX vegyület betáplálás! sebessége 2500-40000 mól/óra.m², a reaktánsok mólaránya a sztöchiometrikustól

5 %-os klór feleslegig terjedhet, a hőmérséklet tartomány 10 és 115 °C közötti, a nyomástartomány pedig 0,16 és 10 MPa abszolút nyomás közötti.
11. A 10. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a hidrogén-klorid gőz fej terméket kinyerjük.
12. A 11. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként metil-merkaptánt alkalmazunk.
13. A 11. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként dimetil-diszulfidőt alkalmazunk.

.··. ί···....... · ,· ·.· ... .♦ ; ,

.... ...· ·..» · ··..
14. Α 11. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióból származó kondenzálható gőzöket visszafolyatjuk a reaktorba.
15. A 14. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reaktorból származó, nem-kondenzálódó gőzöket a hidrogén-klorid gőz fej termékkel együtt kinyerjük.
16. A 15. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a fej termékként kibocsátott gázokat a kondenzáltatott gőzből származó folyadék termékkel érintkeztetve rektifikáljuk, és a kondenzált folyadékot visszavezetjük a reaktorba.
17. A 16. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként metil-merkaptánt alkalmazunk.
18. A 17. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióhőmérséklet 10 és 35 °C közötti.
19. A 17. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióhőmérséklet 85 és 115 °C közötti.
20. A 16. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy RSX vegyületként dimetil-diszulfidőt alkalmazunk.
21. Folyamatos eljárás alkánszulfonil-klorid vagy alkánszulfonsav előállítására, azzal jellemezve, hogy egy RSX általános képletű vegyületet, amelyben

X jelentése hidrogénatom vagy -SR¹ csoport, és

R és R¹ jelentése 1-20 szénatomos alkilcsoport, vizes, sósavas közegben -10 °C és 115 °C közötti hőmérsékleten klórral reagáltatunk, a reaktorból fej termékként távozó gázokat rektifikáljuk, rektifikálás után a gőzöket kondenzáltatjuk, és az alkánszulfonil-kloridot vagy alkán23 szulfonsavat vagy ezek keverékeit kinyerjük.
22. A 21. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy az alkilcsoport 1-8 szénatomos.
23. A 22. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióhőmérséklet 10 és 35 °C közötti.
24. A 22. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakcióhőmérséklet 85 és 115 °C közötti.
25. A 21. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakciót 0,105 MPa és 0,81 MPa közötti abszolút nyomáson játszatjuk le.
26. A 21. igénypont szerinti eljárás, azzal jellemezve, hogy a reakciót atmoszférikus nyomás körüli nyomáson ját-