JPS62133B2 - - Google Patents
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- JPS62133B2 JPS62133B2 JP52041949A JP4194977A JPS62133B2 JP S62133 B2 JPS62133 B2 JP S62133B2 JP 52041949 A JP52041949 A JP 52041949A JP 4194977 A JP4194977 A JP 4194977A JP S62133 B2 JPS62133 B2 JP S62133B2
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Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07D—HETEROCYCLIC COMPOUNDS
- C07D301/00—Preparation of oxiranes
- C07D301/02—Synthesis of the oxirane ring
- C07D301/03—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds
- C07D301/19—Synthesis of the oxirane ring by oxidation of unsaturated compounds, or of mixtures of unsaturated and saturated compounds with organic hydroperoxides
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
- C07C1/20—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon starting from organic compounds containing only oxygen atoms as heteroatoms
- C07C1/24—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon starting from organic compounds containing only oxygen atoms as heteroatoms by elimination of water
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Epoxy Compounds (AREA)
Description
本発明はt−ブチルヒドロパーオキシドを使用
するプロピレンオキシドへのエポキシ化における
改良法に関する。さらに詳細にいえば、本発明
は、重合する不純物で汚染された粗t−ブチルア
ルコールを含有する副生成物流の処理およびアル
コールのイソブチレンへの変換に関する。 純プロピレンオキシドはたとえばウレタンフオ
ームの製造に需要がある。プロピレンオキシドを
製造する最も普及している方法のひとつはプロピ
レンのエポキシ化であつた。代表的な製造法は米
国特許第3350422号明細書および、同第3523956号
明細書に記載されている。t−ブチルヒドロパー
オキシドを酸化剤として使用するとき、目的とす
るプロピレンオキシドが生成する。副生成物とし
て、比較的少量のアセトアルデヒド、プロピオン
アルデヒド、アクリルアルデヒド、アセトン、メ
タノール、ヘキサン類および水がt−ブチルアル
コールとともに生成する。このために反応生成物
の分留が必要となる。 プロピレンをプロピレンオキシドに酸化するさ
らに効率的な酸化剤のひとつは、t−ブチルヒド
ロパーオキシドである。その還元物であるt−ブ
チルアルコールを販売または次の工程によつてt
−ブチルヒドロパーオキシドを再生できるからで
ある。 イソブチレンに脱水するためにt−ブチルアル
コールを回収するとき、t−ブチルアルコールを
蒸発させるが、この蒸発工程は特にやつかいであ
ることがわかつている。エポキシ化反応生成物の
蒸留からひとつの生成物として放出される粗製t
−ブチルアルコールは重合性不純物を含有してい
て、t−ブチルアルコールを蒸発させるのに使用
される装置の熱交換面の上にはポリマーが沈積す
る。 本発明の目的のひとつは、t−ブチルアルコー
ルの蒸発器の伝熱面のよごれを低下させることに
よつて、体転掃除間の実働時間を増すことにあ
る。 本発明の別の目的はプロピレンオキシド製造プ
ラントからの排出廃水中の有機物の含有量を低下
させ、またt−ブチルアルコール蒸発器中の熱交
換表面の沈着物を軟化させて沈着物をさらに容易
に除去できるようにすることにある。 本発明は、重合する不純物で汚染された粗t−
ブチルアルコールを分留塔で分留し、分留したt
−ブチルアルコールを蒸発させて揮発度の低い不
純物を含有する留分を蒸発t−ブチルアルコール
から分離して前記分留塔に再循環し、蒸発t−ブ
チルアルコールを脱水帯で脱水してイソブチレン
を作り、該イソブチレンをアルカリ水溶液と接触
させて、廃水流を作ることよりなり、前記分留し
たt−ブチルアルコールの最大約85重量%までを
蒸発させ、蒸発したt−ブチルアルコールを該脱
水帯に送ることを特徴とする、t−ブチルアルコ
ールからイソブチレンを製造する方法を提供す
る。 本発明によれば、t−ブチルアルコール蒸発器
の運転条件を修正して、蒸発器に装入される粗製
t−ブチルアルコールの相当多くの量を非蒸発パ
ージ液として取出す方法が得られる。 蒸発器のよごれは粗製t−ブチルアルコール中
の前述の不純物の重合によつて起されるものと思
われる。たとえば約149〜204℃の蒸発器内の温度
で、熱交換面に付着した有機不純物は分解し、炭
化し、そのために伝熱効率を著しく低下させ、ま
た熱交換内の通路のじやまをし、最後には製造を
中断して熱交換器を掃除して堆積したすべての沈
着物を除去しなければならなくなる。 本発明によれば、蒸発器の熱交換面上の沈着物
は、蒸発器に装入されるt−ブチルアルコールを
最大で約85重量%までを蒸発させt−ブチルアル
コールの少なくとも15重量%、好ましくは約20〜
40重量%を下から放出、すなわち蒸発器からの塔
底留分として除去するように処理条件を変えるこ
とによつて減少される。さらに好ましくはt−ブ
チルアルコールの粗原料の約70〜80重量%を脱水
反応器に送出し、原料の約20〜30重量%を下から
パージさせるように蒸発器を運転する。 第表にt−ブチルアルコール蒸発器をちがつ
た条件で運転したときのプロピレンオキシド製造
プラントからの運転開始から次の休転までの合計
流出液量の分析結果を示す。蒸発器の運転開始か
ら次の休転までの運転時間および蒸発器中に蓄積
される沈着物の性質も第表にまとめた。表中プ
ラント廃水中の全有機物含有量は添付図面の管2
5からの流出流中の有機物含有量は汚染当量すな
わち180g/日の化学的酸素要求量(COD)で表
わした値である。
するプロピレンオキシドへのエポキシ化における
改良法に関する。さらに詳細にいえば、本発明
は、重合する不純物で汚染された粗t−ブチルア
ルコールを含有する副生成物流の処理およびアル
コールのイソブチレンへの変換に関する。 純プロピレンオキシドはたとえばウレタンフオ
ームの製造に需要がある。プロピレンオキシドを
製造する最も普及している方法のひとつはプロピ
レンのエポキシ化であつた。代表的な製造法は米
国特許第3350422号明細書および、同第3523956号
明細書に記載されている。t−ブチルヒドロパー
オキシドを酸化剤として使用するとき、目的とす
るプロピレンオキシドが生成する。副生成物とし
て、比較的少量のアセトアルデヒド、プロピオン
アルデヒド、アクリルアルデヒド、アセトン、メ
タノール、ヘキサン類および水がt−ブチルアル
コールとともに生成する。このために反応生成物
の分留が必要となる。 プロピレンをプロピレンオキシドに酸化するさ
らに効率的な酸化剤のひとつは、t−ブチルヒド
ロパーオキシドである。その還元物であるt−ブ
チルアルコールを販売または次の工程によつてt
−ブチルヒドロパーオキシドを再生できるからで
ある。 イソブチレンに脱水するためにt−ブチルアル
コールを回収するとき、t−ブチルアルコールを
蒸発させるが、この蒸発工程は特にやつかいであ
ることがわかつている。エポキシ化反応生成物の
蒸留からひとつの生成物として放出される粗製t
−ブチルアルコールは重合性不純物を含有してい
て、t−ブチルアルコールを蒸発させるのに使用
される装置の熱交換面の上にはポリマーが沈積す
る。 本発明の目的のひとつは、t−ブチルアルコー
ルの蒸発器の伝熱面のよごれを低下させることに
よつて、体転掃除間の実働時間を増すことにあ
る。 本発明の別の目的はプロピレンオキシド製造プ
ラントからの排出廃水中の有機物の含有量を低下
させ、またt−ブチルアルコール蒸発器中の熱交
換表面の沈着物を軟化させて沈着物をさらに容易
に除去できるようにすることにある。 本発明は、重合する不純物で汚染された粗t−
ブチルアルコールを分留塔で分留し、分留したt
−ブチルアルコールを蒸発させて揮発度の低い不
純物を含有する留分を蒸発t−ブチルアルコール
から分離して前記分留塔に再循環し、蒸発t−ブ
チルアルコールを脱水帯で脱水してイソブチレン
を作り、該イソブチレンをアルカリ水溶液と接触
させて、廃水流を作ることよりなり、前記分留し
たt−ブチルアルコールの最大約85重量%までを
蒸発させ、蒸発したt−ブチルアルコールを該脱
水帯に送ることを特徴とする、t−ブチルアルコ
ールからイソブチレンを製造する方法を提供す
る。 本発明によれば、t−ブチルアルコール蒸発器
の運転条件を修正して、蒸発器に装入される粗製
t−ブチルアルコールの相当多くの量を非蒸発パ
ージ液として取出す方法が得られる。 蒸発器のよごれは粗製t−ブチルアルコール中
の前述の不純物の重合によつて起されるものと思
われる。たとえば約149〜204℃の蒸発器内の温度
で、熱交換面に付着した有機不純物は分解し、炭
化し、そのために伝熱効率を著しく低下させ、ま
た熱交換内の通路のじやまをし、最後には製造を
中断して熱交換器を掃除して堆積したすべての沈
着物を除去しなければならなくなる。 本発明によれば、蒸発器の熱交換面上の沈着物
は、蒸発器に装入されるt−ブチルアルコールを
最大で約85重量%までを蒸発させt−ブチルアル
コールの少なくとも15重量%、好ましくは約20〜
40重量%を下から放出、すなわち蒸発器からの塔
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とによつて減少される。さらに好ましくはt−ブ
チルアルコールの粗原料の約70〜80重量%を脱水
反応器に送出し、原料の約20〜30重量%を下から
パージさせるように蒸発器を運転する。 第表にt−ブチルアルコール蒸発器をちがつ
た条件で運転したときのプロピレンオキシド製造
プラントからの運転開始から次の休転までの合計
流出液量の分析結果を示す。蒸発器の運転開始か
ら次の休転までの運転時間および蒸発器中に蓄積
される沈着物の性質も第表にまとめた。表中プ
ラント廃水中の全有機物含有量は添付図面の管2
5からの流出流中の有機物含有量は汚染当量すな
わち180g/日の化学的酸素要求量(COD)で表
わした値である。
【表】
蒸発器の塔底からパージされる物質が蒸発器装
入量の約40重量%まで増加するのに従つて、プラ
ント廃水中の有機物含有量は徐々に低下する。好
ましい運転条件、すなわち蒸発させないで液とし
てパージする量が20〜30重量%とすると、より小
さい重量%のt−ブチルアルコールが蒸発して脱
水反応器へ送出されるが、このことは蒸発器への
粗製t−ブチルアルコールの供給率を増すことに
よつて相殺することができる。 本発明をより完全に理解するために各製造工程
を添付図面について説明することにする。 第1図に広い範囲で図示されている製造法およ
びその運転パラメーターは米国特許第3351635号
明細書および同第3523956号明細書に説明されて
いる。本発明の分野は第1図で点線で包まれ、第
2図に再現されている部分である。 第2図において、t−ブチルアルコール、特に
前述の不純物を含有する粗t−ブチルアルコール
の供給原料流10は約24〜93℃で調節された条件
に保たれた蒸発器11に導入され、蒸発器の塔底
から供給量の少なくとも15%で約40%以下のパー
ジ液が管12を通つてパージされて蒸留塔13へ
還流されるか、あるいは管14を通つてさらに精
製される。蒸発器は約149〜260℃、好ましくは
163〜204℃の温度で運転される。163〜204℃の温
度で蒸発したt−ブチルアルコールは管15を通
つて1基以上の脱水反応器16へ送入される。脱
水反応器の触媒は大きな表面積の多孔性酸化アル
ミニウム、たとえば米国特許第3665048号明細書
に記載されているアルコア社(Alcoa)のF−1
活性化アルミナとすることができる。触媒の必要
量は脱水反応を起す温度および流量によつて変化
する。通常0.5〜10重量部のt−ブチルアルコー
ルが1重量部の触媒あたり1時間あたり供給され
る。好ましくは流量は1時間あたり触媒1重量部
あたり2〜4重量部のt−ブチルアルコールが脱
水反応器16へ導入される。脱水反応器16内の
温度は246〜413℃に維持される。脱水反応器が起
る圧力には制限がなく、常圧からゲージ圧3.1×
106Kg/m2(300psig)までの間の圧力で十分な結
果が得られる。脱水反応器の下流でイソブチレン
を他の反応生成物から分離しやすくするために、
脱水反応器の入口圧力をゲージ圧約7×104〜
17.6×104Kg/m2(約100〜250psig)として反応
器16を運転することが好ましい。 脱水反応器16からの流出物は管17を通つて
苛性液スクラバー塔18に送入され、ここで粗イ
ソブチレンから、管19を通りスクラバー18に
送入される苛性水溶液の作用によつて酸性化合物
を除去する。一般に苛性水溶液は約5重量%以
下、たとえば約0.1%のNaOHを含む。スクラバ
ー塔18からの粗イソブチレンは塔頂から管20
を通り、別の蒸留塔(図示せず)へ入り、ここで
イソブチレンは所要の純度まで精製される。イソ
ブチレンはそのまま販売されるか、あるいは第1
図に示すように、イソブタンへ水素添加し、次に
酸化する工程を含む前述の方法によつてt−ブチ
ルヒドロパーオキシドを作るために循環させる。
使用された苛性水溶液流は管21からストリツパ
ー22に送入され、ここで軽質不純物が塔頂から
管23を通して除去される。塔底の苛性水溶液流
24は管19を通つてスクラバー塔18に循環さ
れ、その一部は管25を通つてパージされる。ス
トリツパー22からの塔頂留分23は燃料として
使用することができる。 蒸留塔13に話をもどすと、重質留分は塔底生
成物として管26から取出し、反応系から除去さ
れる。 第1図および前述の説明は、t−ブチルヒドロ
パーオキシドでプロピレンをエポキシ化すること
から生じるt−ブチルアルコールを前述の如く脱
水するのに必要な主要処理装置の一例である。作
業全体としての効率を増すために製造装置には多
くのバルブおよび熱交換器が含まれている。しか
しながらこれらは従来からあるもので、この分野
の技術に知識を有する者がよく知つている範囲内
のことであるのでここに説明する必要もない。 本発明によつて得られる利益は、蒸発器からパ
ージする非揮発性液の量を増すことによつて生じ
る改良を比較によつて示す次の実施例から最もよ
くわかる。 実施例 1(比較例) 96重量%のt−ブチルアルコール(TBA)お
よび4重量%の不純物を含む蒸留塔13からの
TBA流を蒸発器11に供給する。蒸発器は179〜
185℃の温度およびゲージ圧14.5×104〜15.7×104
Kg/m2(207〜223psig)の圧力で運転される。原
料供給流の約8%が液状パージ流として蒸留塔1
3に返送され、約92%が蒸発され、加熱されて、
371〜399℃で運転されている脱水反応器16へ送
入される。試験期間中、すなわち熱伝達低下のた
めに蒸発器を休転して掃除しなければならなくな
つたときまでにストリツパー塔22からパージさ
れる廃水は4625汚染当量の有機排棄物を含有して
いた。約40000トンの原料がこの期間中に蒸発器
に送入された。蒸発器の加熱管表面のポリマー汚
染物は硬質の黒い物質で除去が困難であつた。 実施例 2 蒸発器へ送入する原料TBA流の純度を実施例
1の場合と同一とし、蒸発器は実施例1の場合と
同一の温度範囲および圧力範囲で運転されたが、
蒸留塔13へ返送する平均液量は原料流の20%と
した。脱水反応器の運転条件は実施例1の場合と
同様とした。この運転中の平均としてストリツパ
ー塔22からパージされる液体流中の有機物含有
量は3125汚染当量であることがわかつた。蒸発器
を掃除するために休転しなければならなくなるま
でに約62000トンの原料が蒸発器11に送入され
た。蒸発器の加熱管の表面の汚染物の性質は実施
例1で見られたポリマー状物に比して軟質で容易
に除去できるものであることがわかつた。
入量の約40重量%まで増加するのに従つて、プラ
ント廃水中の有機物含有量は徐々に低下する。好
ましい運転条件、すなわち蒸発させないで液とし
てパージする量が20〜30重量%とすると、より小
さい重量%のt−ブチルアルコールが蒸発して脱
水反応器へ送出されるが、このことは蒸発器への
粗製t−ブチルアルコールの供給率を増すことに
よつて相殺することができる。 本発明をより完全に理解するために各製造工程
を添付図面について説明することにする。 第1図に広い範囲で図示されている製造法およ
びその運転パラメーターは米国特許第3351635号
明細書および同第3523956号明細書に説明されて
いる。本発明の分野は第1図で点線で包まれ、第
2図に再現されている部分である。 第2図において、t−ブチルアルコール、特に
前述の不純物を含有する粗t−ブチルアルコール
の供給原料流10は約24〜93℃で調節された条件
に保たれた蒸発器11に導入され、蒸発器の塔底
から供給量の少なくとも15%で約40%以下のパー
ジ液が管12を通つてパージされて蒸留塔13へ
還流されるか、あるいは管14を通つてさらに精
製される。蒸発器は約149〜260℃、好ましくは
163〜204℃の温度で運転される。163〜204℃の温
度で蒸発したt−ブチルアルコールは管15を通
つて1基以上の脱水反応器16へ送入される。脱
水反応器の触媒は大きな表面積の多孔性酸化アル
ミニウム、たとえば米国特許第3665048号明細書
に記載されているアルコア社(Alcoa)のF−1
活性化アルミナとすることができる。触媒の必要
量は脱水反応を起す温度および流量によつて変化
する。通常0.5〜10重量部のt−ブチルアルコー
ルが1重量部の触媒あたり1時間あたり供給され
る。好ましくは流量は1時間あたり触媒1重量部
あたり2〜4重量部のt−ブチルアルコールが脱
水反応器16へ導入される。脱水反応器16内の
温度は246〜413℃に維持される。脱水反応器が起
る圧力には制限がなく、常圧からゲージ圧3.1×
106Kg/m2(300psig)までの間の圧力で十分な結
果が得られる。脱水反応器の下流でイソブチレン
を他の反応生成物から分離しやすくするために、
脱水反応器の入口圧力をゲージ圧約7×104〜
17.6×104Kg/m2(約100〜250psig)として反応
器16を運転することが好ましい。 脱水反応器16からの流出物は管17を通つて
苛性液スクラバー塔18に送入され、ここで粗イ
ソブチレンから、管19を通りスクラバー18に
送入される苛性水溶液の作用によつて酸性化合物
を除去する。一般に苛性水溶液は約5重量%以
下、たとえば約0.1%のNaOHを含む。スクラバ
ー塔18からの粗イソブチレンは塔頂から管20
を通り、別の蒸留塔(図示せず)へ入り、ここで
イソブチレンは所要の純度まで精製される。イソ
ブチレンはそのまま販売されるか、あるいは第1
図に示すように、イソブタンへ水素添加し、次に
酸化する工程を含む前述の方法によつてt−ブチ
ルヒドロパーオキシドを作るために循環させる。
使用された苛性水溶液流は管21からストリツパ
ー22に送入され、ここで軽質不純物が塔頂から
管23を通して除去される。塔底の苛性水溶液流
24は管19を通つてスクラバー塔18に循環さ
れ、その一部は管25を通つてパージされる。ス
トリツパー22からの塔頂留分23は燃料として
使用することができる。 蒸留塔13に話をもどすと、重質留分は塔底生
成物として管26から取出し、反応系から除去さ
れる。 第1図および前述の説明は、t−ブチルヒドロ
パーオキシドでプロピレンをエポキシ化すること
から生じるt−ブチルアルコールを前述の如く脱
水するのに必要な主要処理装置の一例である。作
業全体としての効率を増すために製造装置には多
くのバルブおよび熱交換器が含まれている。しか
しながらこれらは従来からあるもので、この分野
の技術に知識を有する者がよく知つている範囲内
のことであるのでここに説明する必要もない。 本発明によつて得られる利益は、蒸発器からパ
ージする非揮発性液の量を増すことによつて生じ
る改良を比較によつて示す次の実施例から最もよ
くわかる。 実施例 1(比較例) 96重量%のt−ブチルアルコール(TBA)お
よび4重量%の不純物を含む蒸留塔13からの
TBA流を蒸発器11に供給する。蒸発器は179〜
185℃の温度およびゲージ圧14.5×104〜15.7×104
Kg/m2(207〜223psig)の圧力で運転される。原
料供給流の約8%が液状パージ流として蒸留塔1
3に返送され、約92%が蒸発され、加熱されて、
371〜399℃で運転されている脱水反応器16へ送
入される。試験期間中、すなわち熱伝達低下のた
めに蒸発器を休転して掃除しなければならなくな
つたときまでにストリツパー塔22からパージさ
れる廃水は4625汚染当量の有機排棄物を含有して
いた。約40000トンの原料がこの期間中に蒸発器
に送入された。蒸発器の加熱管表面のポリマー汚
染物は硬質の黒い物質で除去が困難であつた。 実施例 2 蒸発器へ送入する原料TBA流の純度を実施例
1の場合と同一とし、蒸発器は実施例1の場合と
同一の温度範囲および圧力範囲で運転されたが、
蒸留塔13へ返送する平均液量は原料流の20%と
した。脱水反応器の運転条件は実施例1の場合と
同様とした。この運転中の平均としてストリツパ
ー塔22からパージされる液体流中の有機物含有
量は3125汚染当量であることがわかつた。蒸発器
を掃除するために休転しなければならなくなるま
でに約62000トンの原料が蒸発器11に送入され
た。蒸発器の加熱管の表面の汚染物の性質は実施
例1で見られたポリマー状物に比して軟質で容易
に除去できるものであることがわかつた。
第1図はt−ブチルヒドロパーオキシドを作る
ためにt−ブチルアルコールを分離し循環する工
程を含むプロピレンオキシド製造プロセスの系統
図を示す。第2図は本発明の方法の系統図であ
る。 図中、10……TBA原料、11……TBA蒸発
器、12……パージ流、13……蒸留塔、14…
…再精製、15……TBA蒸気、16……イソブ
チレン脱水、17……イソブチレ+水、18……
スクラバー塔、20……粗イソブチレン再精製、
22……ストリツパー塔、23……燃料用排気ガ
ス、25……パージする廃水、26……排棄重質
物。
ためにt−ブチルアルコールを分離し循環する工
程を含むプロピレンオキシド製造プロセスの系統
図を示す。第2図は本発明の方法の系統図であ
る。 図中、10……TBA原料、11……TBA蒸発
器、12……パージ流、13……蒸留塔、14…
…再精製、15……TBA蒸気、16……イソブ
チレン脱水、17……イソブチレ+水、18……
スクラバー塔、20……粗イソブチレン再精製、
22……ストリツパー塔、23……燃料用排気ガ
ス、25……パージする廃水、26……排棄重質
物。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 1 重合する不純物で汚染された粗t−ブチルア
ルコールを分留塔で分留し、分留したt−ブチル
アルコールを蒸発させて揮発度の低い不純物を含
有する留分を蒸発t−ブチルアルコールから分離
して前記分留塔に再循環し、蒸発t−ブチルアル
コールを脱水帯で脱水してイソブチレンを作り、
該イソブチレンをアルカリ水溶液と接触させて、
廃水流を作ることよりなり、前記分留したt−ブ
チルアルコールの最大約85重量%までを蒸発さ
せ、蒸発したt−ブチルアルコールを該脱水帯に
送ることを特徴とする、t−ブチルアルコールか
らイソブチレンを製造する方法。 2 前記留分が少なくとも約15重量%よりなる特
許請求の範囲第1項記載の方法。 3 前記分留t−ブチルアルコールの約60〜約80
重量%を蒸発させてこれを前記脱水帯に送り、ま
た前記留分が約40〜約20重量%よりなる特許請求
の範囲第1項または第2項記載の方法。 4 前記分留したt−ブチルアルコールの約70〜
約80重量%を蒸発させてこれを前記脱水帯に送
り、また前記留分が約40〜約20重量%よりなる特
許請求の範囲第1項、第2項または第3項記載の
方法。 5 揮発度の低い不純物が重合性であり、また蒸
発器に装入した混合物の少なくとも約15重量%を
分留塔へ再循環させる特許請求の範囲第1項ない
し第4項のいずれか一つの項記載の方法。 6 揮発度の低い不純物が重合性であり、また蒸
発器に装入した混合物の少なくとも約15重量%を
除去してさらに精製する特許請求の範囲第1項な
いし第4項のいずれか一つの項に記載の方法。 7 脱水帯を約246〜約413℃の温度に維持する特
許請求の範囲第1項ないし第6項のいずれか一つ
の項に記載の方法。 8 前記混合物が約24〜約93℃の温度である特許
請求の範囲第1項ないし第7項のいずれか一つの
項記載の方法。 9 蒸発器を約149〜約260℃の温度で運転する特
許請求の範囲第1項ないし第8項のいずれか一つ
の項に記載の方法。 10 前記混合物が少なくとも約90重量%のt−
ブチルアルコールおよび約10重量%までの不純物
を含有する特許請求の範囲第1項ないし第9項の
いずれか一つの項に記載の方法。 11 蒸発器を約163〜約204℃の温度に保ち、混
合物の約70〜約80重量%を蒸発させ、前記蒸発し
た混合物を脱水帯中でイソブチレンに変換し、混
合物の約20〜約30重量%よりなる塔底生成物を蒸
発器から除去して分留塔へ再循環させる特許請求
の範囲第1項ないし第10項のいずれか一つの項
記載の方法。 12 前記t−ブチルアルコールが、t−ブチル
ヒドロパーオキシドを酸化剤として使用してプロ
ピレンをエポキシ化する際に副生するt−ブチル
アルコールである特許請求の範囲第1項記載の方
法。
Applications Claiming Priority (1)
Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
---|---|---|---|
US05/675,864 US4036905A (en) | 1976-04-12 | 1976-04-12 | Process for the manufacture of propylene oxide |
Publications (2)
Publication Number | Publication Date |
---|---|
JPS52151103A JPS52151103A (en) | 1977-12-15 |
JPS62133B2 true JPS62133B2 (ja) | 1987-01-06 |
Family
ID=24712276
Family Applications (1)
Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
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JP4194977A Granted JPS52151103A (en) | 1976-04-12 | 1977-04-12 | Process for preparing isobutylene |
Country Status (9)
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---|---|
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JP (1) | JPS52151103A (ja) |
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DE (1) | DE2716132C2 (ja) |
ES (1) | ES457721A1 (ja) |
FR (1) | FR2348173A1 (ja) |
GB (1) | GB1555635A (ja) |
IT (1) | IT1077452B (ja) |
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JPH0788318B2 (ja) * | 1986-08-06 | 1995-09-27 | 三菱レイヨン株式会社 | イソブチレンの製造法 |
US5104493B1 (en) * | 1991-01-24 | 1995-08-15 | Arco Chem Tech | Tertiary butyl hydroperoxide concentration |
US5430198A (en) * | 1993-11-08 | 1995-07-04 | Texaco Chemical Inc. | Diisopropyl ehter/MTBE cogeneration from crude by-product acetone |
US5436382A (en) * | 1994-11-15 | 1995-07-25 | Arco Chemical Technology, L.P. | Isobutylene recovery process |
EP1209155A1 (de) * | 2000-11-20 | 2002-05-29 | Degussa AG | Koppelprodukt freies Verfahren zur Herstellung von Propylenoxid |
US6977318B2 (en) * | 2004-05-04 | 2005-12-20 | Equistar Chemicals, Lp | Propylene production |
JP5114193B2 (ja) * | 2005-02-07 | 2013-01-09 | 三菱レイヨン株式会社 | (メタ)アクリル酸t−ブチルの合成方法 |
WO2008144448A1 (en) * | 2007-05-18 | 2008-11-27 | Primafuel, Inc. | Gas phase process for monoalcohol production from glycerol |
EP2062865A1 (en) * | 2007-11-22 | 2009-05-27 | Total Petrochemicals Research Feluy | Production of light olefins and isoprene from butane |
US8137527B1 (en) | 2008-07-28 | 2012-03-20 | Primafuel, Inc. | Carbon dioxide isolation and generation |
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DE102009027404A1 (de) * | 2009-07-01 | 2011-01-05 | Evonik Oxeno Gmbh | Herstellung von Isobuten durch Spaltung von MTBE |
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EP2338865A1 (en) * | 2009-12-22 | 2011-06-29 | Total Petrochemicals Research Feluy | Process for removing oxygenated contaminants from an hydrocarbon stream |
SG11201401336WA (en) * | 2011-10-17 | 2014-10-30 | Shell Int Research | Process for preparing an epoxide from an oxygenate |
US8889941B2 (en) * | 2011-12-28 | 2014-11-18 | Shell Oil Company | Process for preparing lower olefins from an oxygenate |
US8946496B2 (en) * | 2011-12-28 | 2015-02-03 | Shell Oil Company | Process for preparing lower olefins from an oxygenate |
CN114144403A (zh) * | 2019-08-01 | 2022-03-04 | 埃克森美孚研究工程公司 | 制备烯烃环氧化物的方法和系统 |
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Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
---|---|---|---|---|
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US3665048A (en) * | 1970-01-14 | 1972-05-23 | Atlantic Richfield Co | Process to produce high purity isobutylene |
US3836603A (en) * | 1973-03-29 | 1974-09-17 | Atlantic Richfield Co | Process for preparing para-xylene |
-
1976
- 1976-04-12 US US05/675,864 patent/US4036905A/en not_active Expired - Lifetime
-
1977
- 1977-04-06 NL NLAANVRAGE7703823,A patent/NL188748C/xx not_active IP Right Cessation
- 1977-04-07 BE BE176520A patent/BE853364A/xx not_active IP Right Cessation
- 1977-04-12 IT IT48922/77A patent/IT1077452B/it active
- 1977-04-12 FR FR7710874A patent/FR2348173A1/fr active Granted
- 1977-04-12 JP JP4194977A patent/JPS52151103A/ja active Granted
- 1977-04-12 DE DE2716132A patent/DE2716132C2/de not_active Expired
- 1977-04-12 ES ES457721A patent/ES457721A1/es not_active Expired
- 1977-04-12 GB GB15126/77A patent/GB1555635A/en not_active Expired
Also Published As
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NL188748C (nl) | 1992-09-16 |
BE853364A (fr) | 1977-10-07 |
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US4036905A (en) | 1977-07-19 |
JPS52151103A (en) | 1977-12-15 |
DE2716132C2 (de) | 1985-07-04 |
NL7703823A (nl) | 1977-10-14 |
FR2348173A1 (fr) | 1977-11-10 |
DE2716132A1 (de) | 1977-10-27 |
IT1077452B (it) | 1985-05-04 |
ES457721A1 (es) | 1978-02-16 |
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