NO167973B - Fremgangsmaate for kontinuerlig fremstilling av acetater. - Google Patents
Fremgangsmaate for kontinuerlig fremstilling av acetater. Download PDFInfo
- Publication number
- NO167973B NO167973B NO880720A NO880720A NO167973B NO 167973 B NO167973 B NO 167973B NO 880720 A NO880720 A NO 880720A NO 880720 A NO880720 A NO 880720A NO 167973 B NO167973 B NO 167973B
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- column
- acetate
- alcohol
- catalyst
- mixture
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 44
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 title abstract 2
- IPBVNPXQWQGGJP-UHFFFAOYSA-N phenyl acetate Chemical compound CC(=O)OC1=CC=CC=C1 IPBVNPXQWQGGJP-UHFFFAOYSA-N 0.000 title 1
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 85
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 76
- LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N Ethanol Chemical compound CCO LFQSCWFLJHTTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 62
- QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-M Acetate Chemical compound CC([O-])=O QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-M 0.000 claims abstract description 45
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims abstract description 43
- 150000001242 acetic acid derivatives Chemical class 0.000 claims abstract description 17
- 238000005809 transesterification reaction Methods 0.000 claims abstract description 11
- 150000003333 secondary alcohols Chemical class 0.000 claims abstract description 10
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 claims abstract description 5
- XEKOWRVHYACXOJ-UHFFFAOYSA-N Ethyl acetate Chemical compound CCOC(C)=O XEKOWRVHYACXOJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 42
- -1 alkyl radical Chemical class 0.000 claims description 16
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 16
- 125000004432 carbon atom Chemical group C* 0.000 claims description 10
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 claims description 10
- RTAQQCXQSZGOHL-UHFFFAOYSA-N Titanium Chemical group [Ti] RTAQQCXQSZGOHL-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 7
- 229910052719 titanium Inorganic materials 0.000 claims description 7
- 239000010936 titanium Substances 0.000 claims description 7
- ARXJGSRGQADJSQ-UHFFFAOYSA-N 1-methoxypropan-2-ol Chemical compound COCC(C)O ARXJGSRGQADJSQ-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- XBDQKXXYIPTUBI-UHFFFAOYSA-M Propionate Chemical compound CCC([O-])=O XBDQKXXYIPTUBI-UHFFFAOYSA-M 0.000 claims description 6
- KXKVLQRXCPHEJC-UHFFFAOYSA-N acetic acid trimethyl ester Natural products COC(C)=O KXKVLQRXCPHEJC-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- 238000010924 continuous production Methods 0.000 claims description 5
- MGMXTRZFWPWZFH-UHFFFAOYSA-N 2-ethoxypropan-2-ol Chemical compound CCOC(C)(C)O MGMXTRZFWPWZFH-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N Diethyl ether Chemical compound CCOCC RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- DKPFZGUDAPQIHT-UHFFFAOYSA-N butyl acetate Chemical compound CCCCOC(C)=O DKPFZGUDAPQIHT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- SZXQTJUDPRGNJN-UHFFFAOYSA-N dipropylene glycol Chemical compound OCCCOCCCO SZXQTJUDPRGNJN-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- 229910052751 metal Inorganic materials 0.000 claims description 4
- 239000002184 metal Substances 0.000 claims description 4
- 125000004435 hydrogen atom Chemical group [H]* 0.000 claims description 3
- WCYWZMWISLQXQU-UHFFFAOYSA-N methyl Chemical group [CH3] WCYWZMWISLQXQU-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 3
- 150000003254 radicals Chemical class 0.000 claims description 3
- LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N Dimethyl ether Chemical compound COC LCGLNKUTAGEVQW-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- 150000002739 metals Chemical class 0.000 claims description 2
- 230000000737 periodic effect Effects 0.000 claims description 2
- 239000003153 chemical reaction reagent Substances 0.000 abstract description 24
- 150000001298 alcohols Chemical class 0.000 abstract description 12
- 230000009257 reactivity Effects 0.000 abstract description 5
- MTHSVFCYNBDYFN-UHFFFAOYSA-N diethylene glycol Chemical compound OCCOCCO MTHSVFCYNBDYFN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 28
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 18
- QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N Acetic acid Chemical compound CC(O)=O QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 14
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 13
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 10
- 239000012429 reaction media Substances 0.000 description 9
- DURPTKYDGMDSBL-UHFFFAOYSA-N 1-butoxybutane Chemical compound CCCCOCCCC DURPTKYDGMDSBL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- JMMWKPVZQRWMSS-UHFFFAOYSA-N isopropanol acetate Natural products CC(C)OC(C)=O JMMWKPVZQRWMSS-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 229940011051 isopropyl acetate Drugs 0.000 description 7
- 239000000047 product Substances 0.000 description 7
- DNIAPMSPPWPWGF-UHFFFAOYSA-N Propylene glycol Chemical compound CC(O)CO DNIAPMSPPWPWGF-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 6
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 6
- ZHFCYDPONPCVOH-UHFFFAOYSA-N 2-ethoxypropan-2-yl acetate Chemical compound CCOC(C)(C)OC(C)=O ZHFCYDPONPCVOH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 5
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 5
- 150000002170 ethers Chemical class 0.000 description 5
- 238000010517 secondary reaction Methods 0.000 description 5
- LYCAIKOWRPUZTN-UHFFFAOYSA-N Ethylene glycol Chemical group OCCO LYCAIKOWRPUZTN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- WFDIJRYMOXRFFG-UHFFFAOYSA-N acetic acid anhydride Natural products CC(=O)OC(C)=O WFDIJRYMOXRFFG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 4
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 description 3
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 3
- LLHKCFNBLRBOGN-UHFFFAOYSA-N propylene glycol methyl ether acetate Chemical compound COCC(C)OC(C)=O LLHKCFNBLRBOGN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 3
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 3
- 239000000376 reactant Substances 0.000 description 2
- NMRPBPVERJPACX-UHFFFAOYSA-N (3S)-octan-3-ol Natural products CCCCCC(O)CC NMRPBPVERJPACX-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- NWUYHJFMYQTDRP-UHFFFAOYSA-N 1,2-bis(ethenyl)benzene;1-ethenyl-2-ethylbenzene;styrene Chemical compound C=CC1=CC=CC=C1.CCC1=CC=CC=C1C=C.C=CC1=CC=CC=C1C=C NWUYHJFMYQTDRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- WOFPPJOZXUTRAU-UHFFFAOYSA-N 2-Ethyl-1-hexanol Natural products CCCCC(O)CCC WOFPPJOZXUTRAU-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- YIWUKEYIRIRTPP-UHFFFAOYSA-N 2-ethylhexan-1-ol Chemical compound CCCCC(CC)CO YIWUKEYIRIRTPP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- HTRVTKUOKQWGMO-UHFFFAOYSA-N 2-ethyloctan-1-ol Chemical compound CCCCCCC(CC)CO HTRVTKUOKQWGMO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- DGAQECJNVWCQMB-PUAWFVPOSA-M Ilexoside XXIX Chemical compound C[C@@H]1CC[C@@]2(CC[C@@]3(C(=CC[C@H]4[C@]3(CC[C@@H]5[C@@]4(CC[C@@H](C5(C)C)OS(=O)(=O)[O-])C)C)[C@@H]2[C@]1(C)O)C)C(=O)O[C@H]6[C@@H]([C@H]([C@@H]([C@H](O6)CO)O)O)O.[Na+] DGAQECJNVWCQMB-PUAWFVPOSA-M 0.000 description 1
- ZLMJMSJWJFRBEC-UHFFFAOYSA-N Potassium Chemical compound [K] ZLMJMSJWJFRBEC-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000003377 acid catalyst Substances 0.000 description 1
- 125000003158 alcohol group Chemical group 0.000 description 1
- 229910052783 alkali metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 150000001340 alkali metals Chemical class 0.000 description 1
- NBZANZVJRKXVBH-GYDPHNCVSA-N alpha-Cryptoxanthin Natural products O[C@H]1CC(C)(C)C(/C=C/C(=C\C=C\C(=C/C=C/C=C(\C=C\C=C(/C=C/[C@H]2C(C)=CCCC2(C)C)\C)/C)\C)/C)=C(C)C1 NBZANZVJRKXVBH-GYDPHNCVSA-N 0.000 description 1
- 229910052782 aluminium Inorganic materials 0.000 description 1
- XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N aluminium Chemical compound [Al] XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 description 1
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 1
- 230000032050 esterification Effects 0.000 description 1
- 238000005886 esterification reaction Methods 0.000 description 1
- 125000001495 ethyl group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([H])* 0.000 description 1
- 238000009776 industrial production Methods 0.000 description 1
- 239000003456 ion exchange resin Substances 0.000 description 1
- 229920003303 ion-exchange polymer Polymers 0.000 description 1
- 239000002609 medium Substances 0.000 description 1
- 125000002496 methyl group Chemical group [H]C([H])([H])* 0.000 description 1
- 125000004108 n-butyl group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])* 0.000 description 1
- 150000002894 organic compounds Chemical class 0.000 description 1
- 239000012071 phase Substances 0.000 description 1
- 229920001521 polyalkylene glycol ether Polymers 0.000 description 1
- 229910052700 potassium Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011591 potassium Substances 0.000 description 1
- 125000000075 primary alcohol group Chemical group 0.000 description 1
- 150000003138 primary alcohols Chemical class 0.000 description 1
- 239000013587 production medium Substances 0.000 description 1
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 1
- 238000001577 simple distillation Methods 0.000 description 1
- 229910052708 sodium Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011734 sodium Substances 0.000 description 1
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 230000000153 supplemental effect Effects 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
- C07C67/03—Preparation of carboxylic acid esters by reacting an ester group with a hydroxy group
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Pharmaceuticals Containing Other Organic And Inorganic Compounds (AREA)
- Acyclic And Carbocyclic Compounds In Medicinal Compositions (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
- Ultra Sonic Daignosis Equipment (AREA)
- Investigating Or Analyzing Materials By The Use Of Ultrasonic Waves (AREA)
Description
Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte for kontinuerlig fremstilling av acetater ved en katalytisk transforestringsreaksjon under homogene væskefasebetingelser.
Det er kjent å fremstille acetater ved direkte forestrings-prosesser bestående av omsetning av eddiksyre eller eddik-syreanhydrid med en alkohol i nærvær av en syrekatalysator. Den industrielle bruk av slike prosesser nødvendiggjør imidlertid bruken av spesielt og kostbart utstyr p.g.a. den kor-rosive natur av de benyttede reagenser og katalysatorer, mer spesielt i et reaksjonsmedium som generelt inneholder vann. Disse prosessene er dessuten ikke godt tilpasset til den industrielle produksjon av acetater når alkoholer av lav reaktivitet, mer spesielt alkoholer av relativt høy molekylvekt og sekundære alkoholer, deltar i reaksjonen. Det er kjent at de sekundære alkoholene generelt via sekundære reaksjoner leder til dannelsen av flere biprodukter som gjør det vanskelig å oppnå acetater av høy renhet. P.g.a. deres lave reaktivitet krever dessuten disse alkoholene bruken av betydelige mengder katalysator som selv fremmer utvikling av de sekundære reaksjonene.
Det er også kjent å fremstille acetater ved prosesser som benytter en katalytisk transforestringsreaksjon. I disse prosessene blir et acetat RA, generelt av lav molekylvekt, bragt i kontakt med en alkohol (R'OH) i nærvær av en katalysator valgt fra metalliske alkoholater, idet det ønskede acetat (R'A) og en ny alkohol (ROH) oppnås ved en likevekts-reaksjon. Det har allerede blitt foreslått en fremgangsmåte hvor reagensene og katalysatoren blandes forut for deres innføring i reaktoren hvori transforestringsreaksjonen finner sted. Under hensyntagen til det faktum at katalysatorene som benyttes er meget følsomme overfor vann og hurtig blir deaktivert i et medium inneholdende spor av vann, må imidlertid fremgangsmåten utføres i fullstendig fravær av vann. Fremgangsmåten må derfor nødvendigvis omfatte en preliminær operasjon for å dehydratisere reagensene. For å unngå enhver mulig utilstrekkelighet i resultatet av denne operasjon er det da ikke desto mindre ønskelig at konsentrasjonen av katalysatoren i reaksjonsmediet er relativt høy, og dette kan uheldigvis anspore til utvikling av sekundære reaksjoner og dannelsen av uønskede biprodukter, mer spesielt når alkoholer av lav reaktivitet benyttes. Slike prosesser er derfor begrenset til bruken av primære alkoholer, slik som eterne av monoetylen- eller dietylenglykol.
Det har også blitt foreslått å foreta en transforestringsreaksjon i den sentrale sonen i en destillasjonskolonne i nærvær av en katalysator valgt fra alkalimetallalkoholater. Katalysatoren blir mer spesielt innført i destillasjons-kolonnens øvre sone, mens reagensene innføres direkte i den sentrale sone. Siden den derfor passerer gjennom hele destillasjonssonen og mer spesielt gjennom reaksjonssonen med en kort oppholdstid, må katalysatoren bli benyttét i en relativt høy konsentrasjon, og i tilfelle for alkoholer av lav reaktivitet, mer spesielt sekundære alkoholer, kan dette uheldigvis fremme utviklingen av sekundære reaksjoner og dannelsen av uønskede biprodukter. Prosessen medfører dessuten et preliminært reagens-dehydratiseringstrinn fordi dersom katalysatoren benyttes i nærvær av utilstrekkelige dehydratiserte reagenser, blir den deaktivert alt mer hurti-gere fordi den passerer gjennom hele destillasjonskolonnen. For å løse disse problemene har det derfor blitt foreslått å utføre transforestringsreaksjonen i den heterogene fasen ved anvendelse av katalysatoren dannet av en fast ione-utvekslingsharpiks som er relativt ufølsom overfor vann. I dette tilfellet kan imidlertid reaksJonstemperaturen ikke overskride 100°C, og dette begrenser derfor produksjons-kapasiteten og valget av reagenser som kan benyttes.
Det er nå funnet en fremgangsmåte for kontinuerlig fremstilling av acetater ved en katalytisk transforestringsreaksjon i den homogene væskefasen, som muliggjør unngåelse av de oven-for omtalte vanskeligheter. Mer spesielt tillater fore liggende fremgangsmåte fremstilling under tilfredsstillende industrielle betingelser av acetater som har en høy renhetsgrad, mer spsielt når de reagenser som benyttes ifølge deres kjemiske natur er i stand til å lede til en relativt langsom reaksjon, eller via sekundære reaksjoner, til dannelse av flere biprodukter. Foreliggende fremgangsmåte har også den fordel at den muliggjør anvendelse av reagenser som ikke er fullstendig vannfrie, uten å redusere reaksjonens katalytiske utbytte, uttrykt ved forholdet mellom mengden av fremstilt acetat og mengden av benyttet katalysator. Dette tillater at fremgangsmåten kan foretas uten anvendelse av noe preliminært trinn ved reagensdehydratisering og muliggjør at produktenes fuktighetsinnhold kan reguleres, idet fremgangsmåten følgelig blir forenklet.
Foreliggende oppfinnelse angår derfor en fremgangsmåte for kontinuerlig fremstilling av acetater ved en katalytisk transforestringsreaksjon under anvendelse av et acetat (I) med formelen:
hvor Ri er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer, med en alkohol (II) med formelen: hvor R2enten er et alkylradlkal omfattende minst 4 karbonatomer eller et radikal som har formelen R3(0CH2CHR4)n, hvor R3er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer, R4er et hydrogenatom eller et metylradikal, og "n" er et helt tall fra 1 til 4, og leder til dannelsen av et acetat (III) med formelen: og en alkohol (IV) med formelen: idet reaksjonen utføres i den homogene væskefasen 1 nærvær av en katalysator valgt fra metalliske alkoholater, og denne fremgangsmåten er kjennetegnet ved at (a) katalysatoren innføres i en reaktor (R) holdt ved en temperatur på 100-200°C ved et absolutt trykk (Pl) fra 0,1 til 1 MPa, (b) acetatet (I) og alkoholen (II) innføres i en destillasjonskolonne (Dl) forbundet via dens nedre del til den øvre delen av reaktoren (R) og operert ved et trykk som er vesentlig identisk med det i reaktoren (R), (c) ved toppen av kolonnen (Dl) separeres en azeotrop blanding (Ml) som er dannet av acetatet (I) og alkoholen (IV), idet blandingen føres til en destillasjonskolonne (D2) som opererer ved et absolutt trykk (P2) lavere enn (Pl), (d) alkoholen (IV) separeres ved bunnen av kolonnen (D2) og en ny azeotrop blanding (M2) separeres ved toppen av kolonnen og er dannet av acetatet (I) og alkoholen (IV) og har et alkoholinnhold (IV) som er lavere enn det I blandingen (Ml), idet den nye blandingen (M2) deretter resirkuleres til kolonnen (Dl), og (e) en blanding fjernes fra reaktoren (R) som hovedsakelig omfatter katalysatoren og acetatet (III), som separeres og renses, Idet katalysatoren resirkuleres til reaktoren
(R).
Figurene 1 og 2 illustrerer skjematisk et apparat som benyttes i foreliggende fremgangsmåte, innbefattende en reaktor (R) på toppen av hvilken er anbragt en destillasjonskolonne (Dl) forbundet til en destillasjonskolonne (D2), hvilket gir adgang for separering og resirkulering til kolonnen (Dl) av en azeotrop blanding (M2) som er forskjel-lig fra den azeotrope blanding (Ml) som foreligger i kolonnen (Dl), og også et destillasjonsapparat innbefattende des-tlllasjonskolonner (D3) og (D4), som gir adgang for separering av blandingen fjernet fra reaktoren (R) av acetatet (III) fremstilt ved reaksjonen, rensingen derav og resirkulering n av katalysatorar- til reaktoren (R).
Acetatet (I) benyttet i foreliggende fremgangsmåte har formelen CH3COOR1, hvor R^er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer. Det benyttes fortrinnsvis metylacetat, etylacetat eller n-butylacetat.
Alkoholen (II) kan velges fra et stort antall organiske forbindelser som har en primær eller sekundær alkoholfunksjon og kan mer spesielt ha en relativt høy molekyl vekt. De sekundære alkoholene kan mer spesielt benyttes i transforestringsreaksjonen i foreliggende fremgangsmåte og lede til fremstilling av acetater av høy renhet med relativt høyt katalytisk utbytte. Alkoholen (II) tilsvarer formelen R2OH, hvor R£kan være et alkylradlkal omfattende en lineær eller forgrenet kjede med minst 4 karbonatomer, fortrinnsvis 5-12 karbonatomer. Det kan f.eks. anvendes 2-etyl-l-heksanol eller —1—oktanol. Alkohol (II) kan være en glykoleter eller polyalkylenglykoleter med formelen R2OH, hvor R er et radikal med formelen R3(0CH2CHR4)nhvor R3er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer, fortrinnsvis et metyl-, etyl-eller n-butylradikal, R4er et hydrogenatom eller metylradikal, og n er et helt tall fra 1 til 4, fortrinnsvis fra 1 til 2. I foreliggende fremgangsmåte kan eterne av etylenglykol anvendes, mer spesielt etere av di-etylenglykol. Mer fordelaktig kan også de sekundære alkoholene av relativt høy molekylvekt, slik som eterne av propylenglykol, mer spesielt metoksyisopropanol, etoksyisopropanol, isomerene av metyleteren av dipropylenglykol, og også isomerene av etyleter av dipropylenglykol, anvendes.
Transforestrlngsreaksjonen utføres i nærvær av en katalysator valgt fra metalliske alkoholater som er oppløselige i det væskeformlge reaksjonsmedlet og mer spesielt 1 acetater. Metallet som er til stede 1 katalysatoren, kan velges fra metallene tihørende grupper I-IV i det periodiske system, mer spesielt fra natrium, kalium, aluminium eller titan. Titan-alkoholater er foretrukne.
Foreliggende fremgangsmåte består i omsetning, i nærvær av denne katalysatoren, av 1 mol acetat (I) med 1 mol alkohol (II) I en reaktor (R) ved en temperatur på 100-200°C, fortrinnsvis 130-190°C, ved et absolutt trykk (PI) på 0,1-1 MPa, fortrinnsvis mellom 0,1 og 0,5 MPa. Reaktoren (R) er er forbundet via sin øvre del til bunnen av destillasjonskolonnen (Dl) hvor det opprettholdes et absolutt trykk som er vesentlig identisk med det i reaktoren (R). Kolonnen (Dl) er fortrinnsvis anbragt direkte oppå reaktoren (R), og denne kolonnen er konstruert for separering ved dens topp av en azeotrop blanding (Ml) dannet av det benyttede acetat (I) og den dannede alkohol (IV). I praksis kan kolonnen (Dl) være en platekolonne eller en pakket kolonne, og har fortrinnsvis et teoretisk plateantall mellom ca. 10 og 30.
Det er vesentlig i foreliggende fremgangsmåte at katalysatoren innføres separat fra reagensene dannet av acetatet (I) og alkoholen (II). Mer spesielt må reagensene Ikke blandes med katalysatoren før deres innføring i reaksJonsmediet. Det er også vesentlig at reaktantene dannet av acetatet (I) og alkoholen (II) innføres i destillasjonskolonnen (Dl), mens katalysatoren innføres ved en relativt stor avstand og et nivå lavere enn det ved hvilket reagensene (I) og (II) inn-føres i kolonnen (Dl). Katalysatoren blir fortrinnsvis inn-ført direkte i reaktoren (R). Acetatet (I) og alkoholen (II) Innføres i kolonnen (Dl) i væskeformlg tilstand ved et nivå som fortrinnsvis ligger i den nedre halvdelen av kolonnen, og mer foretrukket ved et nivå lik eller høyere enn den andre teoretiske platen, når man teller fra bunnen av kolonnen. Acetatet (I) og alkoholen (II) kan innføres i kolonnen (Dl) sammen, dvs. via en enkel tilførselsledning. I dette tilfelle kan de blandes før deres innføring I kolonnen (Dl). De kan også innføres separat i kolonnen (Dl)m, dvs. via to forskjellige tilførselsledninger som bunner ut ved nivåer i kolonnen (Dl) som er identiske eller forskjellige, men er høyere enn nivået for katalysatorinnføringen.
Det var allerede kjent at dersom reagenser slik som alkoholer av relativt høymolekylvekt ble innført i en destillasjonskolonne ved et nivå over de første platen, kan funksjoneringen av kolonnen synes å være mindre fordelaktig, mer spesielt med hensyn til dens utbytte og energibalanse. Det er derfor uventet at fremstillingen av acetater ved foreliggende fremgangsmåte i betydelig grad forbedres sammenlignet med de tidligere kjente prosesser, mer spesielt med hensyn til reaksjonens katalytiske utbytte.
Det var også tidligere kjent at dersom vann er til stede i reaksjonsmediet, så ble ikke bare katalysatoren hurtig deaktivert, men vannet var i stand til å danne azeotroper med alkoholene og acetatene, og gjorde dermed separeringen og rensingen av produktene mer kompleks. Foreliggende fremgangsmåte kan utføres ved reagenser som har et mulig vanninnhold fra ca. 100 ppm og opp til minst 1000 ppm og endog til 20.000 ppm med relativt liten reduksjon i reaksjonens katalytiske utbytte, idet acetat (III) lett oppnås med en høy grad av renhet og en lav resterende surhet.
En blanding fjernes fra reaktoren (R) som hovedsakelig omfatter acetater (III) og små mengder av alkoholene (II) og (IV), acetatet (I) og katalysatoren. Ved bruk av normale destillasjonsteknikker blir acetatet (III) separert fra blandingen, og kan deretter renses ved en enkel destilla-sjon, samt katalysatoren som resirkuleres til reaktoren (R). Først, ifølge en av de flere mulige variantene, kan blandin gen som forlater reaktoren (R), forsyne en destillasjonskolonne (D3) som opererer under betingelser slik at det ved dens topp fjernes en blanding som omfatter alle produktene som er til stede i produksjonsmedlet med unntagelse for katalysatoren, Idet en slik blanding resirkuleres direkte til reaktoren (R), idet en blanding hovedsakelig dannet av acetatet (III) og katalysatoren blir separert ved bunnen av kolonnen. Denne sistnevnte blanding kan tilføres til en destillasjonskolonne (D4) som opererer under slike betingelser at acetatet (III) fjernes ved toppen av kolonnen med en grad av renhet som er høyere enn 99,556, idet en blanding hovedsakelig inneholdende katalysatoren og acetatet (III) separeres ved kolonnens bunn. Destillasjonskolonnene (D3) og (D4) kan være platekolonner eller pakkede kolonner som har et antall teoretiske plater fortrinnsvis i området 3-30. De to kolonnene opererer fortrinnsvis ved et trykk som er lavere enn atmosfæretrykk, mer spesielt når acetatet (III) har en relativt høy molekylvekt. Blandingen som kommer ut ved bunnen av kolonnen (D4), blir hovedsakelig resirkulert til reaktoren (R) ved et punkt som er identisk med .eller for-skjellig fra det hvor frisk katalysator innføres. En liten andel av denne blanding, mer spesielt inneholdende deaktivert katalysator, utføres via en drenering som befinner seg på katalysator-resirkuleringsledningen. Resultatet er at for å opprettholde en konstant katalysatorkonsentrasjon i reaksjonsmediet, så må en ytterligere mengde frisk katalysator, ekvivalent med mengden av avdrenert katalysator, til-settes til reaktoren (R). En viktig fordel med denne fremgangsmåten er at størstedelen av katalysatoren som deltar i reaksjonen, skriver seg fra katalysatorresirkulering, idet den ytterligere mengde av frisk supplement-katalysator er relativt lav, som regel Ikke over 3 vekt-# og fortrinnsvis ikke over 1,5 vekt-9É av den totale katalysatormengde som deltar 1 reaksjonen. Mengden av forbrukt katalysator kan være mindre enn 1 vekt-56, og fortrinnsvis mindre enn 0,0 vekt-# av mengden av fremstilt acetat (III).
En azeotrop blanding (Ml) dannet av det benyttede acetat (I) og den dannede alkohol (IV) separeres ved toppen av destillasjonskolonnen (Dl). Blandingen (Ml) tilføres til en destillasjonskolonne (D2) som opererer ved et absolutt trykk (P2) som må være betydelig lavere enn det absolutte trykket i reaktoren (R) og kolonnen (Dl) for dermed å lette separeringen av alkoholen (IV) fra den azeotrope blanding (Ml). Det absolutte trykket (P2) er vanligvis lavere enn atmosfæretrykk og mer spesielt 0,1-0,06 MPa. Kolonnen (D2) er konstruert for å separere alkoholen (IV) ved bunnen, og en ny azeotrop blanding (M2) ved toppen som er dannet av acetatet (I) og alkoholen (IV) med et innhold av alkohol (IV) som er lavere enn det til blandingen (Ml). I praksis kan kolonnen (D2) være en plateekolonne eller en pakket kolonne som fortrinnsvis har et antall teoretiske plater i området 10-30. Den nye azeotrope blandingen (M2) resirkuleres direkte til kolonnen (Dl) ved et nivå som er identisk med eller for-skjellig fra det hvor reagensene (I) og (II) innføres. Den blir fortrinnsvis innført ved et nivå som angitt på fig. 1, eller høyere enn det nivå hvorved reagensene (I) og (II) innføres, mer spesielt ved et nivå som ligger i den nedre halvdelen av kolonnen (Dl) som vist på fig. 2.
Foreliggende fremgangsmåte er særlig fordelaktig for kontinuerlig fremstilling av acetater som har en høy renhetsgrad fra alkoholer av relativt høy molekylvekt, alkoholer av lav aktivitet og mer spesielt sekundære alkoholer slik som etere av propylenglykol. Mer spesielt gjør den det mulig at dannelsen av uønskede biprodukter hindres når sekundære alkoholer deltar I reaksjonen. En annen viktig fordel som resulterer fra oppfinnelsen, består 1 muligheten av direkte benyttelse 1 reaksjonen av reagenser som Ikke er fullstendig vannfrie, uten at det katalytiske utbyttet av reaksjonen blir vesentlig redusert og uten at separeringen og rensingen av acetatet (III) gjøres mer kompleks. F.eks., en stor mengde forskjellige acetater (I) og alkoholer (II) som fremstilles industrielt og muligens inneholder fra ca. 100 ppm opptil ca. 1000 ppm og endog til ca. 20.000 ppm vann, kan benyttes direkte i foreliggende fremgangsmåte, og dermed elimineres behovet for noe preliminært trinn for dehydratisering av slike reagenser. Relativt små mengder av frisk katalysator er nødvendig for tilsetning til den foreliggende fremgangsmåte .
Følgende eksempler illustrerer oppfinnelsen.
Eksempel 1
Metoksylsopropylacetat (III) ble kontinuerlig fremstilt i en anordning som er vist skjematisk på fig. 1 og omfatter en reaktor (R) som har et volum på 25 m^, hvorpå det er anbragt en destillasjonskolonne (Dl) som har en høyde på 118 meter, og en diameter på 1,7 meter og omfattende 30 plater med boblelokk, tilsvarende 18 teoretiske plater.
Ved nivået for den 11. platen, når man teller fra bunnen av kolonnen (Dl), ble en ekvimolar blanding av etylacetat (I) og metoksyisopropanol (II) som hadde et vanninnhold på 700 ppm, Innført i kolonnen ved en regelmessig strømingshastighet på 5.380 kg/time. Samtidig ble titantetraetylat Innført som en katalysator ved en strømningshastighet på 3 kg/time direkte inn i det væskeformige reaksjonsmediet som var til stede I reaktoren (R), holdt ved en temperatur på 144°C og et absolutt trykk (Pl) på 0,33 MPa.
For å opprettholde et konstant volum væske på 20 m^ i reaktoren (R) ble en blanding fjernet fra dens bunn ved en strømningshastighet på 8.268 kg/time, hvilken blanding om-fattet hovedsakelig metoksylsopropylacetat (III) og små mengder etylacetat (I), metoksyisopropanol (II), etanol (IV) og katalysatoren. Ved nivået for den 6. teoretiske platen beregnet fra bunnen ble blandingen tilført til en destillasjonskolonne (D3) som haddde en høyde på 11 meter, og en diameter på 1,6 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 18 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,04 MPa, hvor bunn- og topptemperaturene var 118°C og 82°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen ble det fjernet en blanding ved en strømningshastighet på 4.108 kg/tlme som inneholdt alle produktene som var til stede i (R), med unntagelse for katalysatoren. Ved bunnen av kolonnen (D3) ble det fjernet en blanding av metoksylsopropylacetat (III) og katalysator ved en strømningshastighet på 4.160 kg/time, og tilført, ved nivået for den første teoretiske platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D4) med en høyde på 4 m og en diameter på lm, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 4 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,018 MPa, hvor bunn- og topptemperaturene var 120°C og 95°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen (D4) ble metoksylsopropylacetat (III) fjernet ved en strømnings-hastighet på 4.000 kg/time og hadde en renhetsgrad over 99,5# og en resterende surhet under 50 ppm, uttrykt i eddiksyre. Ved bunnen av kolonnen ble det fjernet en blanding inneholdende katalysatoren og metoksylsopropylacetat (III) i et vektforhold på 75/25 ved en strømningshastighet på 660 kg/time. En andel av blandingen ble avdrenert ved en strømningshastighet på ca. 4 kg/time. Resten av blandingen ble resirkulert og Innført ved en strømningshastighet på 656 kg/time direkte i reaktoren (R) ved det samme innførings-punktet som for den friske katalysatoren.
Destillasjonskolonnen (Dl) ble operert ved et absolutt trykk (Pl) på 0,33 MPa, med bunn- og topptemperaturer på 144°C og 107°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen ble en azeotrop blanding (Ml) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) ved et vektforhold på 58/422, fjernet ved en strømningshastighet på 5.827 kg/time.
Blandingen (Ml) ble ved nivået for den 9. platen beregnet fra bunnen tilført til en destillasjonskolonne (D2) som hadde en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter, omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater og operert ved et absolutt rykk (P2) på 0,03 MPa, med bunn- og topptemperaturer på 52°C og 40°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen ble en frisk azeotrop blanding (M2) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) i et vektforhold på 76/24, fjernet ved en strømningshastighet på 4.447 kg/time. Den friske blandingen (M2) ble resirkulert og Innført i kolonnen (Dl) ved det samme Innføringspunktet som det for reagensene (I) og (II) , dvs. ved nivået for den 11. platen, beregnet fra bunnen av kolonnen. Etanol (IV) ble fjernet fra bunnen av kolonnen (D2) ved en strømningshastighet på 1380 kg/gh.
Eksempel 2
Etoksyisopropylacetat (III) ble kontinuerlig fremstilt en anordning vist skjematisk på fig. 2 og omfattende en reaktor (R) med et volum på 220 m<3>, oppå hvilken det var anbragt en destillasjonskolonne (Dl) med en høyde på 18 meter og en diameter på 11,7 meter, og omfattende 30 plater med boblelokk, tilsvarende 18 teoretiske plater.
Ved nivået for den 4. platen, fra bunnen av kolonnen (Dl), ble det innført en ekvimolar blanding av etylacetat (I) og etoksyisopropanol (II) som hadde et vanninnhold på 6.000 ppm, i kolonnen ved en regelmessig strømningsmengde på 5.248 kg/time. Samtidig ble titantetraetylat Innført som katalysator ved en strømningsmengde på 3 kg/time direkte inn i det væskeformige reaksjonsmediet som var til stede i reaktoren (R), holdt ved en temperatur på 149°C og et absolutt trykk (Pl) på 0,33 MPa.
For å holde et konstant væskevolum på 20 m<3>i reaktoren (R) ble en blanding hovedsakeligomfattende etoksyisopropylacetat (III) og små mengder etylacetat (I), etoksyisopropanol (II), etanol (IV) og katalysatoren, fjernet fra dens bunn ved en strømningsmengde på 8.251 kg/time. Ved nivået for den 6. teoretiske platen, beregnet fra bunne, ble blandingen tilført til en destillasjonskolonne (D3) som hadde en høyde på 11 meter og en diameter på 1,6 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 18 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,033 MPa og med bunn- og topptemperaturer på 124°C og 89°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen ble en blanding inneholdende alle produktene som var til stede i reaktoren (R) med unntagelse for katalysatoren, fjernet ved et strømningsforhold på 4.090 kg/time. Ved bunnen av kolonnen (D3) ble en blanding av etoksyisopropylacetat (III) og katalysator fjernet ved et strømningsforhold på 4.160 kg/time og tilført, ved nivået for den første teoretiske platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D4) med en høyde på 4 meter og en diameter på 1 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 4 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,014 MPa og ved bunn- og topptemperaturer på 125°C og 100°C, respektivt. Ved toppen av kolonnen (D4) ble etoksyisopropylacetat (III) fjernet ved et strømningsforhold eller —hastighet på 4.000 kg/time som haddde en renhetsgrad over 99,5$ og en resterende surhetsgrad under 50 ppm, uttrykt i eddiksyre. Ved bunnen av kolonnen ble en blanding inneholdende katalysatoren og etoksyisopropylacetat (III) i et vektforhold på 80/20, fjernet ved et strømningsforhold på 860kg/time. En andel av blandingen ble avdrenert ved et strømningsforhold på ca. 4 kg/time. Resten av blandingen ble resirkulert og innført ved en strømningshastighet på 850 kg/time direkte inn i reaktoren (R) ved det samme innføringsnivået som det for den friske katalysatoren.
Destillasjonskolonnen (Dl) ble operert ved et absolutt trykk (Pl) på 0,33 MPa med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 149°C og 107°C Ved toppen av kolonnen ble en azeotrop blanding (Ml) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) i et vektforhold på 58/42, fjernet ved en strømningshastighet på 5.268 kg/time.
Blandingen (Ml) ble tilført, ved nivået for den 9. platen beregnet fra bunnen, til en destillsasjonskolonne (D2) med en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter, omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk (P2) på 0,03 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 52°C og 40°C. Ved toppen av kolonnen ble en frisk azeotrop blanding (M2) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) i et vektforhold på 76/24, fjernet ved en strømningshastighet på 4.020 kg/time. Den friske blandingen (M2) ble resirkulert og innført i kolonnen (Dl) ved nivået for den 11. platen beregnet fra bunnen av kolonnen. Etanol (IV) ble fjernet fra bunnen av kolonnen (D2) ved en strømningshastighet på 1.248 kg/time.
Eksempel 3
Acetatet av butyleteren av dietylenglykol (III) ble kontinuerlig fremstilt i et anlegg vist skjematisk på fig. 1 og omfattende en reaktor (R) med et volum på 25 m<3>, hvorpå det var anbragt en destillasjonskolonne (Dl) med en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter og omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater.
Ved nivået for den 11. platen beregnet fra bunnen av kolonnen (Dl), ble en ekvlmolar blanding av etylacetat (I) og butyl-eter av dietylenglykol (II) som hadde et vanninnhold på 600 ppm, innført 1 kolonnen ved en regelmessig strømningshastig-het på 36/70 kg/time. Samtidig ble titantetraetylat Innført som en katalysator ved en strømningshastighet på 0,12 kg/time direkte inn idet væskeformige reaksjonsmediet som var til stede i reaktoren (R), holdt ved en temperatur på 185°C og et absolutt trykk (Pl) på 0,2 MPa.
For å opprettholde et konstant vaeskevolum på 6 m<3>i reaktoren (R) ble en blanding omfattende hovedsakelig acetatet av butyleteren av dietylenglykol (III) og små mengder etyl acetat (I), butyleteren av dietylenglykol (II), etanol (IV) og katalysatoren, fjernet fra bunnen av reaktoren ved en strømningshastighet på 3.893 kg/time. Blandingen ble til-ført, ved nivået for den 6. teoretiske platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D3) med en høyde på 11 meter og en diameter på 1,6 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 18 teoretiske plater og ble operert ved et absolutt trykk på 0,016 MPa med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 185°C og 154°C. Ved toppen av kolonnen ble en blanding Inneholdende alle produktene som var til stede i reaktoren (R) med unntagelse for katalysatoren, fjernet ved en strømningshastighet på 863 kg/time. Ved bunnen av kolonnen (D3) ble en blanding av acetatet av butyleteren av dietylenglykol (III) og katalysator fjernet ved en strømningshastighet på 3.030 kg/time og tilført, ved nivået for den 1. teoretiske platen, beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D4) med en høyde på 4 meter og en diameter på 1 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 4 teoretiske plater og ble operert ved et absolutt trykk på 0,007 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 175°C og 156°C. Ved toppen av kolonnen (D4) ble acetatet av butyleteren av dietylenglykol (III) som hadde en renhetsgrad over 99,5$ og en resterende surhet under 50 ppm, uttrykt i eddlksyre, fjernet ved en strømningshastighet på 3.000 kg/time. Ved bunnen av kolonnen ble en blanding inneholdende katalysatoren og acetatet av butyleteren av dietylenglykol (III) i et vektforhold på 40/60, fjernet ved en strømningshastighet på 50 kg/time. En andel av blandingen ble avdrenert ved en strømningshastighet på 0,3 kg/time. Resten av blandingen ble resirkulert og innført ved en strømningshastighet på 49,7 kg/time direkte i reaktoren (R) ved det samme innfør ingspunktet som det for den friske katalysatoren.
Destillasjonskolonnen (Dl) ble operert ved et trykk (Pl) på 0,2 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 185°C og 90°C. Ved toppen av kolonnen ble en azeotrop blanding
(Ml) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) i et vektforhold på 58/42, fjernet ved en strømningshastighet på 4.172 kg/time.
Blandingen (Ml) ble tilført, ved nivået for den 9. platen, beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D2) med en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter, omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater, og ble operert ved et absolutt trykk (P2), på 0,03 MPa, med bunn-og topptemperaturer på henholdsvis 52°C og 40°C. Ved toppen av kolonnen ble en frisk azeotrop blanding (M2) dannet av etylacetat (I) og etanol (IV) i et vektforhold på 76/24, fjernet ved en strømningshastighet på 3.502 kg/time. Den friske blandingen (M2) ble resirkulert og innført i kolonnen (Dl) ved den samme innføringspunktet som det for reagensene (I) og (II), dvs. ved nivået for den 11. platen beregnet fra bunnen av kolonnen. Etanol (IV) ble fjernet fra bunnen av kolonnen (D2) ved en strømningshastighet på 670 kg/time.
Eksempel 4
Metoksylsopropylacetat (III) ble kontinuerlig fremstilt i et anlegg vist skjematisk på fig. 1 og omfattende en reaktor (R) med et volum på 25 m<3>, hvorpå det var anordnet en destillasjonskolonne (Dl) med en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter og omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater.
Ved nivået for den 11. platen beregnet fra bunnen av kolonnen (Dl), ble en ekvimolar blanding av metoksyisopropanol (II) og en azeotrop av metanol/metylacetat (I) inneholdende 15 vekt-# metanol med et vanninnhold på 15.000, innført i kolonnen ved en regelmessig strømningshastighet på 5.352 kg/time. Samtidig ble titantetraetylat innført som en katalysator ved en strømningshastighet på 3 kg/time direkte inn i det vaeskeformige reaksjonsmediet som var til stede i reaktoren (R), opprettholdt ved en temperatur på 155°C og et absolutt trykk (Pl) på 0,53 MPa.
For å opprettholde konstant væskevolum på 20 m<3>1 reaktoren (R) hie en blanding omfattende hovedsakelig metoksyisopropylacetatet (III) og små mengder metylacetat (I), metoksyisopropanol (II), metanol (IV) og katalysatoren, fjernet fra bunnen av reaktoren ved en strømningshastighet på 7.738 kg/time. Blandingen ble tilført, ved nivået for den 6. teoretiske platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D3) med en høyde på 11 meter og en diameter på 1,6 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 18 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,053 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 126°C og 90°C. Ved toppen av kolonnen ble en blanding inneholdende alle produktene som var til stede i reaktoren (R), med unntagelse for katalysatoren, fjernet ved en strømningshastighet på 3.497 kg/time. Ved bunnen av kolonnen (D3) ble en blanding av metoksyisopropylacetatet (III) og katalysator fjernet ved en strømningshastighet på 4.241 kg/time og tilført, ved nivået for den første teoretiske platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D4) med en høyde på 4 meter og en diameter på 1 meter, idet kolonnen var en pakket kolonne tilsvarende 4 teoretiske plater og opererte ved et absolutt trykk på 0,016 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 120°C og 90°C. Ved toppen av kolonnen (D4) ble metoksylsopropylacetat (III) med en renhetsgrad over 99,5# og en resterende surhet under 50 ppm, uttrykt i eddiksyre, fjernet ved en strømningshastighet på 4.000 kg/time. Ved bunnen av kolonnen ble en blanding inneholdende katalysatoren og metoksylsopropylacetat (III) i et vektforhold på 60/40, fjernet ved en strømningshastighet på 241 kg/time. ^n andel av blandingen ble avdrenert ved en strømningshastighet på ca. 3 kg/time. Resten av blandingen ble resirkulert og innført ved en strømningshastighet på 238 kg/time direkte i reaktoren (R) ved det samme innføringspunktet som det for den friske katalysatoren. Destillasjonskolonnen (Dl) ble operert ved et trykk (Pl) på 0,53 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 155°C og 107°C. Ved toppen av kolonnen ble en azeotrop blanding (Ml) dannet av metylacetat (I) og metanol (IV) i et vektforhold på 71/29 fjernet ved en strømningshastighet på 8.538 kg/time.
Blandingen (Ml) ble tilført, ved nivået for den 9. platen beregnet fra bunnen, til en destillasjonskolonne (D2) med en høyde på 18 meter og en diameter på 1,7 meter, omfattende 30 plater med boblelokk tilsvarende 18 teoretiske plater, og ble operert ved et absolutt trykk (P2) på 0,053 MPa, med bunn- og topptemperaturer på henholdsvis 52°C og 38°C. Ved toppen av kolonnen ble en frisk azeotrop blanding (M2) dannet av metylacetat (I) og metanol (IV) i et vektforhold på 84/16, fjernet ved en strømningshastighet på 7,186 kg/time. Den friske blandingen (M2) ble resirkulert og innført i kolonnen (Dl) ved det samme innføringspunktet som det for reagensene (I) og (II), dvs. ved nivået for den 11. platen beregnet fra bunnen av kolonnen. Metanol (IV) ble fjernet fra bunnen av kolonnen (D2) ved en strømningshastighet på 1.352 kg/time.
Claims (8)
1. Fremgangsmåte for kontinuerlig fremstilling av acetater ved en katalytisk transforestringsreaksjon ved anvendelse av et acetat (I) med formelen:
hvor Ri er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer, med en alkohol (II) med formelen:
hvor R2er enten et alkylradlkal omfattende minst 4 karbonatomer, eller et radikal med formelen R3(0CH2CHR4)n, hvor R3er et alkylradlkal omfattende 1-4 karbonatomer, R4er et hydrogenatom eller et metylradikal, og n er et helt tall fra 1 til 4, hvorved det dannes et acetat (III) med formelen:
og en alkohol (IV) med formelen:
idet reaksjonen utføres i den homogene vaeskefasen i nærvær av en katalysator valgt fra metalliske alkoholater,karakterisert vedat (a) katalysatoren innføres i en reaktor (R) holdt ved en temperatur fra 100 til 200°C under et absolutt trykk (Pl) fra 0,1 til 1 MPa, (b) acetatet (I) og alkoholen (II) innføres i en destillasjonskolonne (Dl) forbundet via sin nedre del til den øvre delen av reaktoren (R) og operert ved et trykk vesentlig identisk med det i reaktoren (R), (c) ved toppen av kolonnen (Dl) separeres en azeotrop blanding (Ml) som er dannet av acetatet (I) og alkoholen (IV), idet blandingen tilføres til en destillasjonskolonne (D2) som opereres ved et absolutt trykk (P2) som er lavere enn (Pl), (d) alkoholen (IV) separeres ved b~. ien av kolonnen (D2) og en ny azeotrop blanding (M2) separeres ved toppen av kolonnen og er dannet av acetatet (I) og alkoholen (IV) og har et alkohol (IV)-innhold som er lavere enn det til blandingen (Ml), idet den nye blandingen (M2) deretter resirkuleres til kolonnen (Dl), og (e) en blanding fjernes fra reaktoren (R) som hovedsakelig omfatter katalysatoren og acetatet (III), som separeres og renses, idet katalysatoren resirkuleres til reaktoren (R).
2. Fremgangsmåte Ifølge krav 1,karakterisert vedat acetatet (I) velges blant metylacetat, etylacetat og n-butylacetat.
3. Fremgangsmåte Ifølge krav 1,karakterisert vedat alkoholen (II) er en sekundær alkohol.
4. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakte r 1-sert ved at alkoholen (II) velges fra metoksyisopropanol, etoksyisopropanol, isomerene av metyleteren av dipropylenglykol og isomerene av etyleteren av dipropylenglykol .
5. Fremgangsmåte ifølge krav 1,karakterisert vedat katalysatoren er et metallisk alkoholat omfattende et metall valgt fra metallene tilhørende grupper (I) til (IV) i det periodiske system.
6. Fremgangsmåte ifølge krav 1,karakterisert vedat katalysatoren er et titanalkoholat.
7. Fremgangsmåte Ifølge krav 1, karakte r 1-sert ved at acetatet (I) og alkoholen (II) innføres direkte, separat eller sammenblandet, i kolonnen (Dl) ved et nivå beliggende i den nedre halvdelen av kolonnen.
8. Fremgangsmåte ifølge krav 1,karakterisert vedat at den azeotrope blanding (M2) resirkuleres direkte inn i kolonnen (Dl) ved et nivå som er identisk med eller høyere enn det hvor acetatet (I) og alkoholen (II) innføres.
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| FR8702454A FR2611704B1 (fr) | 1987-02-23 | 1987-02-23 | Procede de fabrication en continu d'acetates |
Publications (4)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO880720D0 NO880720D0 (no) | 1988-02-18 |
| NO880720L NO880720L (no) | 1988-08-24 |
| NO167973B true NO167973B (no) | 1991-09-23 |
| NO167973C NO167973C (no) | 1992-01-02 |
Family
ID=9348272
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO880720A NO167973C (no) | 1987-02-23 | 1988-02-18 | Fremgangsmaate for kontinuerlig fremstilling av acetater. |
Country Status (14)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4960927A (no) |
| EP (1) | EP0280471B1 (no) |
| JP (1) | JP2768681B2 (no) |
| AT (1) | ATE66670T1 (no) |
| AU (1) | AU611412B2 (no) |
| CA (1) | CA1305719C (no) |
| DE (1) | DE3864419D1 (no) |
| DK (1) | DK175156B1 (no) |
| ES (1) | ES2024016B3 (no) |
| FI (1) | FI89591C (no) |
| FR (1) | FR2611704B1 (no) |
| GR (1) | GR3002622T3 (no) |
| NO (1) | NO167973C (no) |
| PT (1) | PT86804B (no) |
Families Citing this family (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE4344358A1 (de) * | 1993-12-24 | 1995-06-29 | Henkel Kgaa | Verfahren zum Aufarbeiten eines Reaktionsgemischs mittels einer auf den Reaktor aufgesetzen Kolonne |
| FR2757156B1 (fr) * | 1996-12-17 | 1999-01-22 | Bp Chemicals Snc | Procede de fabrication en continu d'esters |
| DE10044352A1 (de) * | 2000-09-07 | 2002-03-21 | Basf Ag | Kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von Acetalen |
| EA200801493A1 (ru) * | 2005-11-30 | 2009-02-27 | Асахи Касеи Кемикалз Корпорейшн | Промышленный способ получения ароматического поликарбоната высокого качества |
| EP1961781A4 (en) * | 2005-12-12 | 2010-04-28 | Asahi Kasei Chemicals Corp | METHOD FOR THE INDUSTRIAL MANUFACTURE OF HIGHLY QUALITATIVE, AROMATIC POLYCARBONATE |
| KR100707831B1 (ko) | 2005-12-22 | 2007-04-13 | 한국에너지기술연구원 | 노말 부틸아세테이트를 제조하는 방법 및 그 제조 장치 |
Family Cites Families (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB970431A (no) * | 1961-02-04 | 1900-01-01 | ||
| US3700726A (en) * | 1971-02-19 | 1972-10-24 | Eastman Kodak Co | Process for the manufacture of glycol ether acetates |
| US4260813A (en) * | 1978-02-02 | 1981-04-07 | Showa Denko K.K. | Process for the continuous production of ethylene glycol monoethyl ether acetate |
| DE3019767A1 (de) * | 1980-05-23 | 1981-12-03 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur kontinuierlichen herstellung von essigsaeureestern |
| JPS58183640A (ja) * | 1982-04-20 | 1983-10-26 | Nippon Synthetic Chem Ind Co Ltd:The | 酢酸エステルの製造方法 |
| CH660599A5 (de) * | 1984-07-26 | 1987-05-15 | Ciba Geigy Ag | Loesungen anionischer farbstoffe. |
-
1987
- 1987-02-23 FR FR8702454A patent/FR2611704B1/fr not_active Expired
-
1988
- 1988-02-18 EP EP88301393A patent/EP0280471B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1988-02-18 ES ES88301393T patent/ES2024016B3/es not_active Expired - Lifetime
- 1988-02-18 NO NO880720A patent/NO167973C/no not_active IP Right Cessation
- 1988-02-18 DE DE8888301393T patent/DE3864419D1/de not_active Expired - Lifetime
- 1988-02-18 AT AT88301393T patent/ATE66670T1/de not_active IP Right Cessation
- 1988-02-22 CA CA000559415A patent/CA1305719C/en not_active Expired - Lifetime
- 1988-02-22 DK DK198800904A patent/DK175156B1/da not_active IP Right Cessation
- 1988-02-22 AU AU12047/88A patent/AU611412B2/en not_active Expired
- 1988-02-22 PT PT86804A patent/PT86804B/pt not_active IP Right Cessation
- 1988-02-22 JP JP63037686A patent/JP2768681B2/ja not_active Expired - Lifetime
- 1988-02-23 FI FI880843A patent/FI89591C/fi active IP Right Grant
-
1989
- 1989-12-05 US US07/449,516 patent/US4960927A/en not_active Expired - Lifetime
-
1991
- 1991-08-29 GR GR91401197T patent/GR3002622T3/el unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| FR2611704A1 (fr) | 1988-09-09 |
| PT86804B (pt) | 1992-05-29 |
| DE3864419D1 (de) | 1991-10-02 |
| DK90488D0 (da) | 1988-02-22 |
| FI880843A (fi) | 1988-08-24 |
| CA1305719C (en) | 1992-07-28 |
| AU1204788A (en) | 1988-08-25 |
| JPS63246349A (ja) | 1988-10-13 |
| FR2611704B1 (fr) | 1989-06-09 |
| US4960927A (en) | 1990-10-02 |
| AU611412B2 (en) | 1991-06-13 |
| NO167973C (no) | 1992-01-02 |
| EP0280471B1 (en) | 1991-08-28 |
| EP0280471A1 (en) | 1988-08-31 |
| ATE66670T1 (de) | 1991-09-15 |
| DK175156B1 (da) | 2004-06-21 |
| NO880720L (no) | 1988-08-24 |
| JP2768681B2 (ja) | 1998-06-25 |
| FI89591C (fi) | 1993-10-25 |
| FI89591B (fi) | 1993-07-15 |
| NO880720D0 (no) | 1988-02-18 |
| DK90488A (da) | 1988-08-24 |
| PT86804A (pt) | 1988-03-01 |
| ES2024016B3 (es) | 1992-02-16 |
| FI880843A0 (fi) | 1988-02-23 |
| GR3002622T3 (en) | 1993-01-25 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4634784A (en) | Process for production of epichlorohydrin | |
| US4497967A (en) | Process for the preparation of ethanol from methanol, carbon monoxide _and hydrogen | |
| US5731456A (en) | Preparation of vinyl acetate | |
| US4299981A (en) | Preparation of formic acid by hydrolysis of methyl formate | |
| US9187392B2 (en) | Production of propylene glycol monoalkyl ether | |
| US9284289B2 (en) | Method for producing tetrahydrofuran | |
| NO167973B (no) | Fremgangsmaate for kontinuerlig fremstilling av acetater. | |
| UA54592C2 (uk) | Спосіб одержання оцтової кислоти | |
| US4464229A (en) | Process for producing acrylic or methacrylic esters | |
| SU734182A1 (ru) | Способ получени вторичного бутилового спирта | |
| US9975828B2 (en) | Process for producing ethanol | |
| EP1164118B1 (en) | Process for producing benzyl alcohol | |
| US2021869A (en) | Production of vinyl ethers | |
| CN112592274B (zh) | 一种合成对羟基苯丙酸甲酯的工艺 | |
| US3081344A (en) | Preparation of esters by aldehyde condensation | |
| US2404700A (en) | Manufacture of vinyl ethers | |
| US9114328B2 (en) | Reactive distillation of a carboxylic acid and a glycol | |
| US4251460A (en) | Process for production of dimethylformamide | |
| JP2733036B2 (ja) | 炭酸エステルの製造方法 | |
| US4510341A (en) | Process for producing chloroprene | |
| JPS6236505B2 (no) | ||
| CN115466176A (zh) | 无水相制备氯乙醛及氯乙醛缩醇、2,5-二羟基-1,4-二噻烷和2-氨基噻唑的方法 | |
| JP2001002777A (ja) | ポリテトラメチレンエーテルグリコールの製造方法 | |
| WO2020221607A1 (en) | Process to produce a mono vinyl thioether | |
| JPH0848654A (ja) | 炭酸エステルの製造方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MK1K | Patent expired |