PL153191B1 - Method and device for manufacturing benzenecarboxylic acids or esters of benzendicarboxylic acids - Google Patents

Method and device for manufacturing benzenecarboxylic acids or esters of benzendicarboxylic acids

Info

Publication number
PL153191B1
PL153191B1 PL1988270605A PL27060588A PL153191B1 PL 153191 B1 PL153191 B1 PL 153191B1 PL 1988270605 A PL1988270605 A PL 1988270605A PL 27060588 A PL27060588 A PL 27060588A PL 153191 B1 PL153191 B1 PL 153191B1
Authority
PL
Poland
Prior art keywords
liquid
oxidator
nozzles
temperature
vortex flow
Prior art date
Application number
PL1988270605A
Other languages
English (en)
Other versions
PL270605A1 (en
Inventor
Hans Leuck
Hansjorg Westermann
Original Assignee
Dynamit Nobel Ag
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Dynamit Nobel Ag filed Critical Dynamit Nobel Ag
Publication of PL270605A1 publication Critical patent/PL270605A1/xx
Publication of PL153191B1 publication Critical patent/PL153191B1/pl

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/16—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation
    • C07C51/21—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen
    • C07C51/255—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of compounds containing six-membered aromatic rings without ring-splitting
    • C07C51/265—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides by oxidation with molecular oxygen of compounds containing six-membered aromatic rings without ring-splitting having alkyl side chains which are oxidised to carboxyl groups
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J19/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J19/26—Nozzle-type reactors, i.e. the distribution of the initial reactants within the reactor is effected by their introduction or injection through nozzles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/39—Preparation of carboxylic acid esters by oxidation of groups which are precursors for the acid moiety of the ester
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00074—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids
    • B01J2219/00087—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor
    • B01J2219/00103—Controlling the temperature by indirect heating or cooling employing heat exchange fluids with heat exchange elements outside the reactor in a heat exchanger separate from the reactor
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2219/00—Chemical, physical or physico-chemical processes in general; Their relevant apparatus
    • B01J2219/00049—Controlling or regulating processes
    • B01J2219/00051—Controlling the temperature
    • B01J2219/00121—Controlling the temperature by direct heating or cooling
    • B01J2219/00123—Controlling the temperature by direct heating or cooling adding a temperature modifying medium to the reactants
    • B01J2219/00126—Cryogenic coolants

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)

Description

RZECZPOSPOLITA OPIS PATENTOWY 153 191 POLSKA
Patent dodatkowy do patentu nr--Zgłoszono: 88 02 12 (P. 270605)
Int. Cl.5 C07C 63/04 C07C 69:/82 C07C 27/12 B01J 10/00
Pierwszeństwo: 87 02 14 Republika Federalna Niemiec
URZĄD
PATENTOWY
RP
Zgłoszenie ogłoszono: 88 12 08
Opis patentowy opublikowano: 1991 08 30
Twórcy wynalazku: Hans Leuck, Hans J. Westermann
Uprawniony z patentu: Dynamit Nobel Aktiengesellschaft,
Troisdorf (Republika Federalna Niemiec)
Sposób wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych oraz urządzenie do wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych
Przedmiotem wynalazku jest udoskonalony sposób wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych poprzez utlenienie ksylenów lub estrów kwasu toluilowego za pomocą gazów zawierających tlen lub za pomocą tlenu w obecności katalizatorów utleniania, zawierających metal ciężki, w podwyższonej temperaturze i pod podwyższonym ciśnieniem, oraz urządzenie do wytwarzania tych związków.
Znane jest wytwarzanie tereftalanu dwumetylowego polegające na tym, że p-ksylen (skrótowo PX) utlenia się powietrzem w fazie ciekłej. Przy tym utlenia się najpierw grupę metylową substancji PX w obecności katalizatora z metalu ciężkiego, tworząc kwas p-toluilowy, który następnie estryfikuje się metanolem do p-toluilanu metylowego (zwanego PT-Ester lub skrózowo PTE), ten zaś wraz z PX utlenia się dalej do jednometylowego estru kwasu tereftalowego i za pomocą metanolu przeprowadza w tereftalan dwumetylowy.
Oba procesy utleniania, o ile to jest możliwe, prowadzi się razem. Wspomnianą ciekłą fazę reakcji wytwarza się korzystnie ze świeżej substancji PX i z pochodzącego z estryfikacji estru roboczego o wysokiej zawartości PTE i zawartości produktów ubocznych, przy czym przeważa ilość estru roboczego. Taka faza reakcyjna pozwala na utrzymanie w stanie ciekłym wszystkich substancji, poddawanych manipulowaniu, w trakcie procesu wytwarzania w/w związków.
Zachodzenie utleniania mieszaniny wyjściowej w ciecz oksydatorową o żądanej zawartości produktów końcowych określa się drogą pomiaru liczby kwasowej, wyrażonej w mg KOH/g, w reaktorze zwanym „oksydator (aparat do przeprowadzania utleniania lub rektor utleniania). Selektywność tego utleniania rejestruje się drogą analizy gazu odlotowego, w którym zawartość CO i CO2 wskazuje na niepożądaną dekarboksylację, a zawartość pozostałości O2 na stopień wykorzystania tlenu.
153 19 J
W skali przemysłowej w przypadku tego konwencjonalnego sposobu prowadzi się postępowanie metodą ciągłą pod ciśnieniem 0,5-1,1 MPa w temperaturze 135-170°C. Dąży się przy tym do prowadzenia postępowania w warunkach wysokiej podaży powietrza lub wysokiej wydajności przestrzenno-czasowej przy możliwie najdalej sięgającym stopniu przemiany tlenu i nikłym odszczepianiu grup-CO/CO2 lub nikłym tworzeniu się produktu ubocznego, a równocześnie do odprowadzania pokaźnych ilości ciepła reakcji w ściśle ograniczonym, dla zachodzenia reakcji dostosowanym przedziale temperaturowym strefy utleniania. Oksydatory te są wykonane np. w postaci reaktorów barbotażowych o wysokości 10 m lub większej, w których pionowy słup cieczy wprowadza się gaz reakcyjny za pomocą elementów rozprowadzających gaz.
Ograniczenia wynikają wskutek tworzenia się piany i wskutek przebić -O2, które obniżają niezawadność eksploatacji i opłacalność. Odprowadzanie i odzyskiwanie ciepła reakcji następuje dzięki odparowującej wodzie do zasilania kotłów w układach wymiany ciepła wewnątrz lub na zewnątrz oksydatora. Standardowymi aparatami są, wykazujące wysoki poziom techniczny lecz kosztowne, reaktory rurowe.
W przypadku innej drogi postępowania gaz utleniający wprowadza się do cieczy oksydatorowej za pomocą strumieniowych dysz gazu w celu osiągnięcia wysokich wymian masy, przy czym ciepło rekcji odprowadza się tak, jak podano wyżej. Również w przypadku tej drogi postępowania wprowadzana ilość powietrza jest ograniczona przez zwiększoną zawartość tlenu i produkty spalania w gazie odlotowym oraz przez nieuniknione tworzenie się piany w oksydatorze. Muszą być stosowane oksydatory bardzo wysokie lub bardzo długie.
Wskutek silnie egzotermicznej reakcji są w obu tych sposobach nieuniknione miejscowe szczyty temperaturowe, co powoduje zwiększone tworzenie się CO i CO2, niższych kwasów alifatycznych i wielkocząsteczkowych produktów utleniania, a w następstwie straty wydajności.
Istanieje zatem zagadnienie zwiększenia selektywności i masowej wydajności tej reakcji, tzn. reakcji tworzenia jednometylowego estru kwasu tereftalowego z PTE, i kwasu p-toluilowego z PX, oraz w miarę możliwości zwiększenia szybkości utleniania, a nadto zmniejszenia obciążenia cieplnego produktów ciekłych poprzez redukcję czasu ich przebywania w oksydatorze oraz zagadnienie opanowania tak powstających, na jednostkę czasu zwiększonych ilości ciepła w optymalnej temperaturze reakcji.
Rozwiązano to zagadnienie za pomocą sposobu wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych poprzez utlenianie ksylenów i/lub estrów kwasu toluilowego jako substratów za pomocą gazów zawierających tlen lub za pomocą tlenu w obecności katalizatorów utleniania, zawierających metal ciężki, w temperaturze ll-200°C, korzystnie w temperaturze 130-170°C, z zastosowaniem podwyższonego ciśnienia 0,2-1,5 MPa, korzystnie 0,5-0,9 MPa, który to sposób polega według wynalazku na tym, że zawierającą katalizator ciecz oksydatorową prowadzi się za pomocą pompy w obiegu i dodając tlen lub gazy zawierające tlen rozpyla się ciecz oksydatorową za pomocą jednej lub wielu dysz przepływu wirowego do postaci wysokodyspersyjnej fazy reakcyjnej, wprowadza się w reakcję i w rozpylonej postaci zawraca się dyszami przepływu wirowego do reaktora.
Stwierdzono bowiem, że omówione niedogodności znanych sposobów znacznie zmniejszają się, lepiej opanowuje się odprowadzanie ciepła przy wysokiej podaży powietrza i wysokim stopniu przereagowania tlenu lub wysokiej wydajności przestrzenno-czasowej i równocześnie obniża się straty ze spalenia lub tworzenie się ubocznych produktów, gdy reakcję substratów ciekłej fazy reakcyjnej lub tworzącej się cieczy oksydatorowej wykona się drogą wprowadzenia gazów zawierających tlen do dysz przepływu wirowego, utworzywszy z gazu utleniającego i z cieczy oksydatorowej fazę wysokodyspersyjną, stającą się fazą reakcji.
Nieoczekiwanie okazało się, że we wnętrzu dysz przepływu wirowego lub tuż za nimi następuje całkowite przereagowanie tlenu. Właściwa reakcja zachodzi w bardzo małej przestrzeni już w dyszy przepływu wirowego. Tuż za wylotem z dyszy przepływu wirowego znajdują się w cieczy oksydatorowej takie same małe ilości, które zastaje się również w oddzielonym gazie odlotowym. Ilość gazu zawierającego tlen, ulegająca reakcji, jest znacznie zwiększona, co najmniej 4-krotnie w porównaniu ze znanymi sposobami. Stąd też możliwe jest znaczne zwiększenie szybkości reakcji i tym samym wydajności przestrzenno-czasowej w porównaniu ze znanymi sposobami. Objętość
153 191 oksydatorowa lub wysokość oksydatora jest poważnie zmniejszona przy równoczesnym zwiększeniu wymiany masy, podwyższeniu selektywności i zmniejszeniu tworzenia się produktów ubocznych. Nieoczekiwanie udaje się łatwiej opanować regulowanie temperatury tej silnie egzotermicznej reakcji i w jednostce czasu odprowadzać znacznie wyższą ilość ciepła. Funkcja oksydatora jest całkowicie zmieniona. Przestrzeń reakcyjna jest mała i składa się zasadniczo tylko z jednej lub kilku także małych dysz przepływu wirowego. Oksydator ten służy w istocie jeszcze tylko jako odbieralnik pompy i jako komora rozdzielacza dla gazów odlotowych.
Dysze przepływu wirowego zgodnie z wynalazkiem mają ujście w cieczy oksydatorowej, wszelako za wylotem dysz przepływu wirowego jest jeszcze potrzebna warstwa tylko np. 0,3-0,5 m cieczy oksydatorowej. Wystarcza to jednak do uniknięcia przebić tlenu.
Bardzo korzystnie przewidziano nastawianie temperatury tej wąsko ograniczonej strefy reakcyjnej na dokładną wartość żądaną dzięki temu, że odebraną z oksydatora za pomocą pompy ciecz oksydatorową chłodzi się przed wlotem do dysz przepływu wirowego, co może następować za pomocą wymiennika cieplnego w obiegu lub w jego bocznym odgałęzieniu. Nadto ciecz obiegową można chłodzić dzięki temu, że jako domieszkę wprowadza się obojętną ciecz odparowującą w temperaturze reakcji, korzystnie wodę lub organiczne ciecze o niskiej temperaturze wrzenia. Dodawanie tych cieczy obojętnych następuje celowo w dyszach przepływu wirowego.
Korzystnie stosunek objętości gazu do cieczy w wyrunkach normalnych wynosi 1-20, a szczególnie korzystnie 3-8. Ciśnienie wstępne dysz jest korzystnie o 0,1-3,0 MPa, zwłaszcza o 0,2-1,0 MPa, wyższe od ciśnienia w oksydatorze. Zgodnie z wynalazkiem można, wraz z posuwaniem się utleniania, tj. wraz z rosnącą liczbą kwasową, przewidywać obniżenie lub podwyższenie ciśnienia wstępnego dysz względem ciśnienia oksydatora. Tak samo można przewidywać zmniejszanie zawartości gazu zawierającego tlen względem ilości przetłoczonej i względem cieczy oksydatorowej doprowadzonej do dysz przepływu wirowego.
Odpowiednio do postępu reakcji można zmieniać temperaturę w oksydatorze, korzystnie podwyższać ją.
Celowe okazało się w dyszach przepływu wirowego przy punkcie mieszania gaz/ciecz, tj. w najwyższym przekroju przepływu dwufazowego, utrzymywanie prędkości masowych 1500-6000 kg/sek.m2, korzystnie stosuje się prędkości masowe 2000-4000 kg/sek.m2.
W dyszach przepływu wirowego w podanych warunkach są przewidziane prędkości potencjalne (U) rzędu 15-45 m/sek, korzystnie 20-35 m/sek, w celu uzyskania korzystnego stopnia rozpuszczenia fazy ciekłej. Jako prędkość potencjalną należy przy tym rozumieć wartość pierwiastka z podwojonej różnicy ciśnienia między wstępnym ciśnieniem dyszy a ciśnieniem oksydatora, podzielonej przez gęstość cieczy.
Możliwe jest wyposażenie reaktorów poziomych lub pionowych w jedną lub wiele dysz przepływu wirowego. Jako dysze przepływu wirowego rozumie się rozpyłowe dysze pneumatyczne o „wewnętrznym mieszaniu (porównaj Ullmann, tom 2, strona 256, rys.4 z prawej strony) ze wspólprowadzeniem dwóch czynników we wnętrzu dyszy i o tylko jednym (ciasnym) otworze wylotowym, w którego obszarze znajduje się punkt mieszania gaz/ciecz o największej prędkości masowej. Gaz ten wprowadza się do tej wewnętrznej przestrzeni mieszania równolegle do osi dyszy lub korzystnie pod kątem do tej osi. Na wylotowy otwór tej dyszy może być nasadzona rurka mieszalna (dyfuzor).
W przeciwieństwie do tego dysze z oddzielnymi, np. współśrodkowymi otworami wylotowymi, składają się z dyszy dla każdego czynnika i mają „zewnętrzne wymieszanie substancji w (długiej) strefie mieszania poza dyszą. Dysze z „zewnętrznym wymieszaniem nie są użyteczne w sposobie według wynalazku, gdyż występują odbicia gazu, mały stopień przereagowania oraz tworzenia się produktów ubocznych podczas reakcji.
W dyszach przepływu wirowego po przekształceniu spadku ciśnienia między wstępnym ciśnieniem dyszy a ciśnieniem oksydatora na energię kinetyczną, miesza się gaz zawierający tlen z cieczą oksydatorową, powodując przy tym silne zawirowanie gazu i cieczy. W tworzącej się przy tym fazie wysokodyspersyjnej, która z wielką prędkością wchodzi w ciecz reaktorową, następuje największa część reakcji. .
Rodzaj i ilość katalizatorów są względem konwencjonalnego sposobu niezmienne. Na ogół stosuje się sole kobaltu w ilości 50-500 ppm Co, i korzystnie dodatkowo sole manganu w ilości 5-50 ppm Mn, zwłaszcza w postaci octanów.
153 191
Do celów doświadczalnych można stosować octany w roztworach niższych kwasów tłuszczowych lub innych kwasów karboksylowych.
Utlenianie przeprowadzono metodą nieciągłą aż do ustalonej liczby kwasowej, a następnie poddano obróbce ciecz oksydatorową. Okazało się, że w porównaniu, ze sposobem standardowym w reaktorach barbotażowych przy jednakowej liczbie kwasowej, a za tym przy jednakowym stopniu utlenienia, podwyższyła się selektywność reakcji odnośnie produktów końcowych i tym samym odpowiednio, obniżyła się ilość produktów ubocznych, co wynika z otrzymanych podczas szarży utleniania, w porównianiu ' z konwencjonalną drogą postępowania zmniejszonych ilości -CO2 i -O2. Niespodziewaną była zwłaszcza wielokrotnie zwiększona, przerabialna i użyteczna ą, tzn. powietrza na objętościową lub wagową jednostkę cieczy oksydatorowej razem z odpowiednio podwyższoną wydajnością przestrzennoczasowrazem ze znacznie zmniejszoną objętością aparatury w przypadku co najmniej równej wielkości produkcji. Można było zatem, pomimo porównawczo małej objętości oksydatora i w porównaniu z konwencjonalnym sposobem wielokrotnej ilości otrzymanego ciepła, łatwiej opanować regulowanie temperatury w strefie reakcyjnej, unikać przebić powietrza, a do tego osiągnąć podwyższoną selektywność produktu i tym samym zwiększoną wydajność w odniesieniu do ilości substratu.
Urządzenie do wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych wyróżnia się według wynalazku tym, że ma termostatowalny, ciśnieniowy, eksploatowany metodą nieciągłą lub ciągłą, poziomy lub pionowy oksydator 1 z doprowadzeniem 11 substratów, odprowadzeniem 8 produktu oraz odprowadzeniem 12 gazu i obiegiem 15 cieczy oksydatorowej, przy czym obiek ten składa sią z odpływu z oksydatora, z jednostki pompowej 2 podwyższającej ciśnienie i z jednej lub wielu dysz przepływu wirowego 9, umieszczonych w oksydatorze pod poziomem 10 cieczy oksydatorowej oraz na doprowadzenie 14 oraz utleniającego do dysz przepływu wirowego 9.
Korzystnie urządzenie to ma oksydator, wyposażony w dołączalne doprowadzenie 13 odparowywalnej cieczy, korzystnie dołączalne przez lub do dysz przepływu wirowego, i/lub wyposażony w dołączalną jednostkę chłodzącą 13 korzystnie w postaci wymiennika cieplnego, przewidzianą dla obniżenia temperatury cieczy obiegowej przed dyszami przepływu wirowego.
Na rysunku przedstawiono ideowo-technologiczny schemat korzystnej postaci wykonania urządzenia według wynalazku, w którym wedle wyboru do eksploatacji dołącza się wymiennik cieplny 3 lub doprowadzenie odparowującej cieczy chłodzącej.
Umieszczone w oksydatorze 1, zawierające katalizator wyjściowe substancje ciekłej fazy reakcyjnej z PX i estru roboczego, rozpyla się wobec dodania utleniającego powietrza w dyszy przepływu wirowego 4 za pomocą pompy obiegowej 2 po odprowadzeniu ciepła oraz po nastawieniu temperatury w wymienniku cieplnym 3 i wprowadza w reakcję. Niemal pozbawiona tlenu faza gazowa opuszcza układ poprzez skraplacz, przy czym gaz odlotowy odprowadza się przez zawór rozprężny 6 i przez nie zaznaczone na rysunku urządzenie do oczyszczania gazu odlotowego.
Skropliny rozdziela się w oddzielaczu faz 7 na poddawaną ewentualnej obróbce fazę wodną i na zawracaną do oksydatora fazę aromatyczną. Ciecz oksydatorową o określonej liczbie kwasowej odbiera się z oksydatora przewodem 8. Pod lustrem cieczy 10 jest umieszczony układ dysz przepływu wirowego 4 z jednej lub wielu dysz z doprowadzeniem powietrza utleniającego i ewentualnie przewidzianym doprowadzeniem odparowującej cieczy obojętnej jako cieczy chłodzącej oraz doprowadzeniem cieczy obiegowej, tj. cieczy oksydatorowej, przy czym z wylotowych otworów 9 tego układu dysz wysokodyspersyjna faza reakcyjna uchodzi do oksydatorowej cieczy powstającej z ciekłej fazy reakcyjnej.
Podane niżej przykłady objaśniają bliżej wynalazek.
Przykład I. W układzie utleniania według schematu na rysunku, zawierającym reaktor o średnicy 300 mm umieszczono 13,5 kg p-ksylenu (99,3% wagowych) i 31,5 kg estru roboczego o zawartości 87% wagowych PTE, przy czym mieszanina wykazywała zawartość katalizatora równą 150ppm wagowych Co (tj. wagowych części Co na 1 milion części wagowych) i 13 ppm wagowych Mn w postaci oktanów. Po osiągnięciu temperatury rozpoczęcia reakcji, równej 130°C, wprowadzono w ciągu 4,1 godzin, pod ciśnieniem 0,8 MPa i pod wstępnym ciśnieniem 1,2 MPa w dyszach, średnio Vn = 8,0 m3 powietrza/h (Vn oznacza objętość w warunkach normalnych), a temperatura w trakcie reakcji rosła do 265°C. Utlenianie przerwano po osiągnięciu liczby kwasowej 197.
153 191
Temperaturę w obiegu obniżono względem temperatury w oksydatorze o 4-10°C za pomocą wymiennika cieplnego. Wprowadzona łącznie ilość powietrza wyniosła Vn = 32,7 m3. Mierzony na bieżąco skład gazu odlotowego miał średnie wartości: 1,45% objętościowych CO2, 1,6% objętościowych O2 oraz 1,15% objętościowych innych składników. Wyliczono z tego selektywność 94,1% tj. 1,85% więcej niż w przypadku sposobu konwencjonalnego przy jednakowej liczbie kwasowej, co potwierdziły wytworzone ilości produktów końcowych. Wydajność przestrzenno-czasowa, definiowana jako wskaźnik zastosowanej ilości powietrza Vn/h, odniesiony do objętości reakcyjnej, była równa 180-320 m3 powietrza/hm3 w różnych szarżach tego postępowania. W przypadku konwencjonalnych reaktorów barbotażowych wartość ta mieściła się średnio w zakresie 40-45 m3 powietrza/hm3.
Przykład II. Odpowiednio do przykładu I pod względem katalizatora, ciśnienia i szybkości reakcji powtórzono za pomocą wprowadzonej łącznie ilości powietrza Vn = 33,8 m3 utlenianie aż do osiągnięcia liczby kwasowej 189. Przeciętny skład gazu odlotowego wynosił 1,38% objętościowych CO2, 3% objętościowych O2 i 1,12% objętościowych innych składników. Selektywność wyniosła 93,5%, tj. 1,5% więcej niż w przypadku jednakowej liczby kwasowej w konwencjonalnych reaktorach barbotażowych.

Claims (9)

  1. Zastrzeżenia patentowe
    1. Sposób wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych poprzez utlenianie ksylenów i/lub estrów kwasu toluilowego za pomocą gazów zawierających tlen lub za pomocą tlenu w obecności katalizatorów utleniania, zawierających metal ciężki, w temperaturze 110-200°C, korzystnie w temperaturze 130-170°C, z zastosowaniem podwyższonego ciśnienia 0,2-1,5 MPa, korzystnie 0,5-0,9 MPa, znamienny tym, że zawierającą katalizator ciecz oksydatorową prowadzi się za pomocą pompy w obiegu i dodając tlen lub gazy zawierające tlen rozpyla się ciecz oksydatorową za pomocą jednej lub wielu dysz przepływu wirowego do postaci wysokodyspersyjnej fazy reakcyjnej, wprowadza się w reakcję i w rozpylonej postaci zawraca się dyszami przepływu wirowego do reaktora.
  2. 2. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że w obiegu utrzymuje się za pomocą sprężania ciśnienie podwyższone względem ciśnienia w reaktorze.
  3. 3. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że utrzymuje się stosunek objętości gazu do cieczy wynoszący w warunkach normalnych 1-20, korzystnie 3-8, i różnicę między ciśnieniem wstępnym dysz a ciśnieniem w oksydatorze wynoszącą 0,1-3,0 MPa, korzystnie 0,2-1,0 MPa.
  4. 4. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że temperaturę doprowadzonej do dyszy cieczy oksydatorowej obniża się w obiegu poprzez wymianę ciepła przed wlotem do dyszy przepływu wirowego.
  5. 5. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że doprowadzoną do dyszy ciecz oksydatorową miesza się z obojętną cieczą odparowującą w temperaturze reakcji.
  6. 6. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że wielkość temperatury utleniania w dyszach przepływu wirowego, uwzględniającą ilość ciepła otrzymanego podczas reakcji, nastawia się poprzez obniżenie temperatury w cieczy obiegowej przed wlotem do dysz i/lub poprzez dozowane dodawanie obojętnych cieczy odparowujących.
  7. 7. Sposób według zastrz. 1, znamienny tym, że w dyszach przepływu wirowego przy punkcie mieszania gaz/ciecz utrzymuje się prędkości masowe 1500-6000, korzystnie 2000-4000 kg/sek.m2.
  8. 8. Urządzenie do wytwarzania kwasów toluilowych i/lub monoestrów kwasów ftalowych, znamienne tym, że ma termostatowalny, ciśnieniowy, poziomy lub pionowy oksydator (1) z doprowadzeniem (11) substratów, odprowadzeniem (8) produktu oraz odprowadzeniem (12) gazu i obiegiem (15) cieczy oksydatorowej, przy czym obieg ten składa się z odpływu z oksydatora, z jednostki pompowej (2) i z jednej lub wielu dysz przepływu wirowego (9) umieszczonych w oksydatorze pod poziomem (10) cieczy, oraz ma doprowadzenie (14) gazu utleniającego do dysz przepływu wirowego (9).
    153 191
  9. 9. Urządzenie według zastrz.8, znamienne tym, że ma oksydator, wyposażony w dołączalne doprowadzenie (13) odparowywalnej cieczy, korzystnie dołączalne przed lub do dysz przepływu wirowego, i/lub wyposażony w dołączalną jednostkę chłodzącą (3), korzystnie w postaci wymiennika cieplnego.
    Zakład Wydawnictw UP RP. Nakład 100 egz. Cena 3000 zł
PL1988270605A 1987-02-14 1988-02-12 Method and device for manufacturing benzenecarboxylic acids or esters of benzendicarboxylic acids PL153191B1 (en)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE19873704720 DE3704720A1 (de) 1987-02-14 1987-02-14 Verfahren und vorrichtung zur herstellung von benzolcarbonsaeuren bzw. benzoldicarbonsaeureestern

Publications (2)

Publication Number Publication Date
PL270605A1 PL270605A1 (en) 1988-12-08
PL153191B1 true PL153191B1 (en) 1991-03-29

Family

ID=6321017

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
PL1988270605A PL153191B1 (en) 1987-02-14 1988-02-12 Method and device for manufacturing benzenecarboxylic acids or esters of benzendicarboxylic acids

Country Status (9)

Country Link
US (1) US4908471A (pl)
EP (1) EP0279288A3 (pl)
JP (1) JPS63203647A (pl)
CN (1) CN88100904A (pl)
BR (1) BR8800636A (pl)
DE (1) DE3704720A1 (pl)
PL (1) PL153191B1 (pl)
SU (1) SU1519526A3 (pl)
YU (1) YU26288A (pl)

Families Citing this family (47)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE4106843A1 (de) * 1991-03-04 1992-09-10 Henkel Kgaa Verfahren zur herstellung von benzoyloxybenzolsulfonaten
DE19641912A1 (de) * 1996-10-11 1998-04-16 Huels Chemische Werke Ag Verbesserte Oxidation im Witten-Hercules-Verfahren zur Herstellung von Dimethylterephthalat
US6165435A (en) * 1998-12-24 2000-12-26 Praxair Technology, Inc. Method and production of nitric acid
US6649773B2 (en) 2002-03-22 2003-11-18 General Electric Company Method for the manufacture of halophthalic acids and anhydrides
US6657067B2 (en) 2002-03-22 2003-12-02 General Electric Company Method for the manufacture of chlorophthalic anhydride
US6657068B2 (en) 2002-03-22 2003-12-02 General Electric Company Liquid phase oxidation of halogenated ortho-xylenes
US20060004223A1 (en) * 2004-06-30 2006-01-05 General Electric Company Method of making halophthalic acids and halophthalic anhydrides
US7541489B2 (en) 2004-06-30 2009-06-02 Sabic Innovative Plastics Ip B.V. Method of making halophthalic acids and halophthalic anhydrides
US7582793B2 (en) 2004-09-02 2009-09-01 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7910769B2 (en) * 2004-09-02 2011-03-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7495125B2 (en) * 2004-09-02 2009-02-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7390921B2 (en) * 2004-09-02 2008-06-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US20060047153A1 (en) * 2004-09-02 2006-03-02 Wonders Alan G Optimized liquid-phase oxidation
US7683210B2 (en) * 2004-09-02 2010-03-23 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7572936B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-11 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7482482B2 (en) * 2004-09-02 2009-01-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7589231B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-15 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7371894B2 (en) * 2004-09-02 2008-05-13 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7692036B2 (en) * 2004-11-29 2010-04-06 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7381836B2 (en) * 2004-09-02 2008-06-03 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7568361B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-04 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7507857B2 (en) * 2004-09-02 2009-03-24 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7608732B2 (en) * 2005-03-08 2009-10-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7692037B2 (en) * 2004-09-02 2010-04-06 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7586000B2 (en) * 2004-09-02 2009-09-08 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7563926B2 (en) 2004-09-02 2009-07-21 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7572932B2 (en) * 2004-09-02 2009-08-11 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7504535B2 (en) 2004-09-02 2009-03-17 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7608733B2 (en) * 2004-09-02 2009-10-27 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7361784B2 (en) * 2004-09-02 2008-04-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7399882B2 (en) * 2004-09-02 2008-07-15 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7741515B2 (en) * 2004-09-02 2010-06-22 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7884232B2 (en) * 2005-06-16 2011-02-08 Eastman Chemical Company Optimized liquid-phase oxidation
US7358389B2 (en) * 2006-01-04 2008-04-15 Eastman Chemical Company Oxidation system employing internal structure for enhanced hydrodynamics
US7355068B2 (en) * 2006-01-04 2008-04-08 Eastman Chemical Company Oxidation system with internal secondary reactor
WO2008105084A1 (ja) * 2007-02-28 2008-09-04 Hitachi Plant Technologies, Ltd. 酸化反応排ガスの処理とエネルギーの回収方法
US8193402B2 (en) * 2007-12-03 2012-06-05 Gevo, Inc. Renewable compositions
KR20100095004A (ko) 2007-12-03 2010-08-27 게보 인코포레이티드 재생 조성물
JP2012518658A (ja) * 2009-02-24 2012-08-16 ジーヴォ，インコーポレイテッド 再生可能なブタジエンおよび再生可能なイソプレンの製造方法
JP2013506717A (ja) * 2009-10-06 2013-02-28 ジーヴォ，インコーポレイテッド 再生可能なイソブタノールをｐ−キシレンに選択的に変換するための総合プロセス
SG182407A1 (en) 2010-01-08 2012-08-30 Gevo Inc Integrated methods of preparing renewable chemicals
WO2011140560A1 (en) 2010-05-07 2011-11-10 Gevo, Inc. Renewable jet fuel blendstock from isobutanol
US8742187B2 (en) 2011-04-19 2014-06-03 Gevo, Inc. Variations on prins-like chemistry to produce 2,5-dimethylhexadiene from isobutanol
CN102952019B (zh) * 2011-08-17 2014-07-09 张炜海 苯二甲酸二辛酯生产线及生产dotp的方法
DE102012105876A1 (de) 2012-07-02 2014-01-02 Oxea Gmbh Verfahren zur Herstellung von Terephthalsäure und ihren Derivaten
CN105503583A (zh) * 2014-10-29 2016-04-20 张湉 一种安息香酸的制备方法
CN110283068A (zh) * 2019-06-05 2019-09-27 华南理工大学 一种反应热驱动空气压缩机的苯甲酸生产装置

Family Cites Families (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1052189A (pl) *
DE411637C (de) * 1925-04-29 Hans Eicheler Verfahren zur Durchfuehrung von Reaktionen und Mischungen von Gasen
BE541840A (pl) * 1954-10-19
GB1301291A (pl) * 1969-12-01 1972-12-29
US3655343A (en) * 1970-04-13 1972-04-11 Owens Illinois Inc Apparatus for oxidizing a spent pulping liquor
BE791138R (fr) * 1971-12-18 1973-05-09 Dynamit Nobel Ag Procede de preparation de l'ester dimethylique de l'acide terephtaliqu
US4096340A (en) * 1975-06-03 1978-06-20 Teijin Hercules Chemical Co., Ltd. Process for the preparation of dimethyl terephthalate
JPS5384933A (en) * 1976-12-30 1978-07-26 Mitsubishi Chem Ind Ltd Preparation of terephthalic acid
FR2413352A1 (fr) * 1977-12-28 1979-07-27 Mitsui Petrochemical Ind Procede de preparation de l'acide terephtalique
US4308241A (en) * 1980-07-11 1981-12-29 Quad Environmental Technologies Corp. Formation of reactive droplet dispersion
US4342876A (en) * 1980-12-22 1982-08-03 Bechtel International Corporation Method for oxidation of p-xylene and method for preparing dimethylterephthalate

Also Published As

Publication number Publication date
JPS63203647A (ja) 1988-08-23
YU26288A (en) 1989-12-31
BR8800636A (pt) 1988-09-27
CN88100904A (zh) 1988-08-24
EP0279288A2 (de) 1988-08-24
PL270605A1 (en) 1988-12-08
US4908471A (en) 1990-03-13
SU1519526A3 (ru) 1989-10-30
EP0279288A3 (de) 1990-02-28
DE3704720C2 (pl) 1989-10-12
DE3704720A1 (de) 1988-08-25

Similar Documents

Publication Publication Date Title
PL153191B1 (en) Method and device for manufacturing benzenecarboxylic acids or esters of benzendicarboxylic acids
US5004830A (en) Process for oxidation of alkyl aromatic compounds
US5159092A (en) Process for the safe and environmentally sound production of highly pure alkylene oxide adducts
US3534090A (en) Hydrocarbon oxidation
US4777287A (en) Recycle of vaporized solvent in liquid phase oxidation of an alkyl aromatic
US6761860B2 (en) Apparatus for the production of aromatic acids
EP0781754B1 (en) Process and apparatus for the oxidation of alhylaromatic compounds to aromatic carboxylic acids
SU791221A3 (ru) Способ получени терефталевой кислоты
JP3383438B2 (ja) テレフタル酸生産
JPS6383046A (ja) 芳香族カルボン酸の製造方法
AU732522B2 (en) Method to produce aromatic carboxylic acids
JP2001508453A (ja) 酢酸の製造方法
KR100436790B1 (ko) 다단계 반응기, 그의 용도 및 과산화 수소의 제조 방법
WO1998038150A1 (en) Production of terephthalic acid
US4051178A (en) Process for producing terephthalic acid
EP1349825A1 (en) Improved process for producing carboxylic acids
WO2001051443A2 (en) Method for increasing oxidation reactor production capacity
EP0847982A1 (en) Process for the acetoxylation of olefins
RU2036713C1 (ru) Реактор для проведения реакций в газово-жидкой фазе, преимущественно окисления воздухом п-ксилола и сложного монометилового эфира п-толуиловой кислоты
EP1202017B1 (en) Apparatus & process for heat exchange with fluid beds
JPS6310929B2 (pl)
EP1163954A2 (en) Process and apparatus for fluid bed reactions
US4908472A (en) Preparation process of cinnamate ester
JPS595569B2 (ja) テレフタル酸の連続製造法
JPS6217989B2 (pl)