RU2199521C1 - Способ получения втор-бутилацетата - Google Patents
Способ получения втор-бутилацетата Download PDFInfo
- Publication number
- RU2199521C1 RU2199521C1 RU2001124728/04A RU2001124728A RU2199521C1 RU 2199521 C1 RU2199521 C1 RU 2199521C1 RU 2001124728/04 A RU2001124728/04 A RU 2001124728/04A RU 2001124728 A RU2001124728 A RU 2001124728A RU 2199521 C1 RU2199521 C1 RU 2199521C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- water
- sec
- butyl acetate
- acetic acid
- column
- Prior art date
Links
- DCKVNWZUADLDEH-UHFFFAOYSA-N sec-butyl acetate Chemical compound CCC(C)OC(C)=O DCKVNWZUADLDEH-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 18
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 title abstract description 10
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 69
- QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N Acetic acid Chemical compound CC(O)=O QTBSBXVTEAMEQO-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 54
- 238000005804 alkylation reaction Methods 0.000 claims abstract description 40
- 230000029936 alkylation Effects 0.000 claims abstract description 37
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 32
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims abstract description 31
- VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 1-Butene Chemical class CCC=C VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 24
- 239000002994 raw material Substances 0.000 claims abstract description 24
- KOYGZROXUOTUEE-UHFFFAOYSA-N butane;but-1-ene Chemical compound CCCC.CCC=C KOYGZROXUOTUEE-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 12
- 239000011347 resin Substances 0.000 claims abstract description 12
- 229920005989 resin Polymers 0.000 claims abstract description 12
- 238000009833 condensation Methods 0.000 claims abstract description 5
- 230000005494 condensation Effects 0.000 claims abstract description 5
- 238000010533 azeotropic distillation Methods 0.000 claims description 42
- 239000008346 aqueous phase Substances 0.000 claims description 25
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 21
- 238000000034 method Methods 0.000 claims description 19
- 239000012074 organic phase Substances 0.000 claims description 19
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 13
- 239000012071 phase Substances 0.000 claims description 13
- 239000013505 freshwater Substances 0.000 claims description 7
- 230000007062 hydrolysis Effects 0.000 claims description 7
- 238000006460 hydrolysis reaction Methods 0.000 claims description 7
- 239000012535 impurity Substances 0.000 claims description 4
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 claims description 4
- 238000004064 recycling Methods 0.000 claims description 3
- DKPFZGUDAPQIHT-UHFFFAOYSA-N Butyl acetate Natural products CCCCOC(C)=O DKPFZGUDAPQIHT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims 1
- IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N butene Natural products CC=CC IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims 1
- 150000001768 cations Chemical class 0.000 claims 1
- 238000005670 sulfation reaction Methods 0.000 claims 1
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 abstract description 10
- 239000011541 reaction mixture Substances 0.000 abstract description 10
- 238000010992 reflux Methods 0.000 abstract description 9
- 239000007788 liquid Substances 0.000 abstract description 7
- BTANRVKWQNVYAZ-UHFFFAOYSA-N butan-2-ol Chemical compound CCC(C)O BTANRVKWQNVYAZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 4
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 abstract description 4
- 239000002351 wastewater Substances 0.000 abstract description 4
- 230000000694 effects Effects 0.000 abstract description 3
- 239000003973 paint Substances 0.000 abstract description 3
- 239000002904 solvent Substances 0.000 abstract description 3
- 239000002966 varnish Substances 0.000 abstract description 3
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 abstract description 2
- 239000003153 chemical reaction reagent Substances 0.000 abstract 1
- 239000002243 precursor Substances 0.000 abstract 1
- 230000002035 prolonged effect Effects 0.000 abstract 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 abstract 1
- 238000002474 experimental method Methods 0.000 description 10
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 7
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 6
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 238000000746 purification Methods 0.000 description 6
- 235000013844 butane Nutrition 0.000 description 5
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 4
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 4
- 230000002262 irrigation Effects 0.000 description 4
- 238000003973 irrigation Methods 0.000 description 4
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N n-pentane Natural products CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 4
- ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 2-Butanone Chemical compound CCC(C)=O ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 238000005755 formation reaction Methods 0.000 description 3
- 238000003756 stirring Methods 0.000 description 3
- RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N Diethyl ether Chemical compound CCOCC RTZKZFJDLAIYFH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N Sulfuric acid Chemical compound OS(O)(=O)=O QAOWNCQODCNURD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000006096 absorbing agent Substances 0.000 description 2
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 2
- 230000007797 corrosion Effects 0.000 description 2
- 238000005260 corrosion Methods 0.000 description 2
- 230000018044 dehydration Effects 0.000 description 2
- 238000006297 dehydration reaction Methods 0.000 description 2
- 238000001704 evaporation Methods 0.000 description 2
- 230000008020 evaporation Effects 0.000 description 2
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 2
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 description 2
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 description 2
- 239000008235 industrial water Substances 0.000 description 2
- 229910001220 stainless steel Inorganic materials 0.000 description 2
- 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
- 206010062717 Increased upper airway secretion Diseases 0.000 description 1
- PPBRXRYQALVLMV-UHFFFAOYSA-N Styrene Natural products C=CC1=CC=CC=C1 PPBRXRYQALVLMV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000002253 acid Substances 0.000 description 1
- 230000002152 alkylating effect Effects 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N butyl alcohol Substances CCCCO LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000003729 cation exchange resin Substances 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 1
- 230000006378 damage Effects 0.000 description 1
- 238000010908 decantation Methods 0.000 description 1
- 238000006477 desulfuration reaction Methods 0.000 description 1
- 230000023556 desulfurization Effects 0.000 description 1
- 238000005516 engineering process Methods 0.000 description 1
- 238000001914 filtration Methods 0.000 description 1
- 230000004907 flux Effects 0.000 description 1
- 229910001385 heavy metal Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000012442 inert solvent Substances 0.000 description 1
- 239000010687 lubricating oil Substances 0.000 description 1
- 229910021645 metal ion Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 1
- 239000003348 petrochemical agent Substances 0.000 description 1
- 208000026435 phlegm Diseases 0.000 description 1
- 239000002574 poison Substances 0.000 description 1
- 231100000614 poison Toxicity 0.000 description 1
- 231100000572 poisoning Toxicity 0.000 description 1
- 230000000607 poisoning effect Effects 0.000 description 1
- 229920000642 polymer Polymers 0.000 description 1
- 238000004886 process control Methods 0.000 description 1
- 230000003134 recirculating effect Effects 0.000 description 1
- 230000002441 reversible effect Effects 0.000 description 1
- 239000010935 stainless steel Substances 0.000 description 1
- -1 styrene sulfone Chemical class 0.000 description 1
- 125000000020 sulfo group Chemical group O=S(=O)([*])O[H] 0.000 description 1
- 125000000383 tetramethylene group Chemical group [H]C([H])([*:1])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 1
Images
Landscapes
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Изобретение относится к усовершенствованному способу получения втор-бутилацетата, использующегося в качестве растворителя лаков и красок и как сырье для производства втор-бутилового спирта. Способ заключается в алкилировании уксусной кислоты н-бутенами при использовании бутан-бутеновой фракции в жидкой фазе в прямотоке через неподвижный слой катализатора - сульфокатионитной смолы в Н+ форме с последующим выделением непрореагировавшей бутан-бутеновой фракции из полученной реакционной массы ректификацией с получением смеси втор-бутилацетата и уксусной кислоты и рециклом части отработанной бутан-бутеновой фракции в реактор алкилирования, отделением втор-бутилацетата от уксусной кислоты в колонне азеотропной ректификации с применением воды как азеотропообразователя и подводом требуемой для ректификации энергии в куб колонны азеотропной ректификации, сверху которой отводят азеотропную смесь втор-бутилацетата с водой, а из куба безводную уксусную кислоту, которую направляют в реактор алкилирования, причем рециркулируемую бутан-бутеновую фракцию поглощают уксусной кислотой до мольного соотношения уксусная кислота: бутан-бутены, равного 2-10:1, и полученную смесь подают в реактор алкилирования; рециркулируемую уксусную кислоту, отводимую из куба колонны азеотропной ректификации втор-бутилацетата, очищают от примесей перегонкой, конденсируют и тепло конденсации используют для нагрева сырья реактора алкилирования; в колонну азеотропной ректификации втор-бутилацетата воду подают на верх в таком количестве, которое необходимо для поддержания температуры не ниже 112oC и не выше 122oС на контрольной тарелке, находящейся в отгонной секции внизу водосодержащей отпарной зоны, полученный поток дистиллата конденсируют и разделяют на водную и органическую фазы (втор-бутилацетат) в фазоразделителе, откуда отводят только органическую фазу (втор-бутилацетат), а водную фазу подают на орошение колонны азеотропной ректификации, и энергию в куб колонны азеотропной ректификации подводят пропорционально поданному сырью, при этом массовое соотношение между потоком водяного пара и сырья поддерживают 0,439-0,546 кг/кг по перепаду давления в колонне. Способ позволяет повысить качество целевого продукта, увеличить продолжительность работы сульфокатионитной смолы, а также снизить количество сточных вод. 3 з.п. ф-лы, 8 табл., 2 ил.
Description
Изобретение относится к технологии органического синтеза, точнее к способу получения втор-бутилацетата (ВБА). ВБА используется в качестве растворителя лаков и красок и как сырье для производства втор-бутилового спирта. Втор-бутиловый спирт (ВБС) может применяться как высокооктановый компонент бензинов и в качестве сырья для получения метилэтилкетона - растворителя для депарафинизации смазочных масел, лаков, красок и т.д.
Известен способ получения ВБА алкилированием уксусной кислоты (УК) н-бутенами при повышенной температуре 70-110oС и давлении 9-10 ата в присутствии катализатора (сульфокатионитной смолы в Н+ форме) в количестве 10-40 мас. % по отношению к реакционной массе при мольном соотношении н-бутены:УК= (1-3):1.
Реакцию ведут при перемешивании в автоклаве в течение 1-4 часов. Конверсия н-бутенов в процессе низкая, немного выше 30-33%.
После завершения реакции в автоклаве требуется отделение катализатора фильтрованием. Поэтому процесс не технологичен. Также необходимы большие затраты на отделение непрореагировавших н-бутенов (Авт. свид. СССР 560875, кл. С 07 С 69/14).
Известен способ получения ВБА жидкофазным алкилированием н-бутенов УК в присутствии сульфокатионитных смол в Н+ форме с последующим отделением эфира от кислоты азеотропной ректификацией в присутствии воды. Мольное соотношение н-бутенов и УК выдерживают 10:1-1:10.
В частности, процесс проводят при перемешивании в автоклаве при температуре 90oС в течение 10 часов, используя н-бутеновую фракцию с концентрацией н-бутенов 72,6 мас.%. Затем реакционную смесь охлаждают, смолу отделяют декантацией. Выход ВБА составляет 60%.
Недостатком способа является низкий выход ВБА и проблемы технологического характера, заключающиеся в разрушении катализатора при перемешивании, необходимости его отделения от реакционной массы в конце каждого опыта, а также низкое качество выделяемого азеотропной ректификацией ВБА (концентрация 80 мас.%) (Патент Франции 2447896, кл. С 07 С 31/12).
Известен способ получения ВБА, описанный в патенте США 5457228, кл. 560-241, согласно которому смесь УК и н-бутенов вводят в прямотоке через реактор, загруженный сплошным слоем катионообменной смолы стиролсульфонового типа в Н+форме при условиях, когда мольное соотношение УК и н-бутена поддерживается в пределах от 1,0 до 2,0; объемная скорость УК относительно катализатора составляет 0,1-10 ч-1, и температура на входе в слой катализатора - 80-120oС. Полученную реакционную смесь охлаждают до более низкой температуры, но не ниже 80oС, и осуществляют рецикл части реакционной смеси после охлаждения в начало процесса; весовое отношение количества рециклового потока к количеству сырья определяется в соответствии с уравнением
где Х - весовое отношение количества рециклового потока к количеству сырья;
А - мольное соотношение УК и н-бутенов при подаче в реактор свежего сырья.
где Х - весовое отношение количества рециклового потока к количеству сырья;
А - мольное соотношение УК и н-бутенов при подаче в реактор свежего сырья.
Недостатком процесса является низкая конверсия н-бутенов в ВБА (68,6-82,9%) при недостаточной селективности (89,5-96,6%). В процессе применяют концентрированные н-бутены, что значительно увеличивает стоимость полученного ВБА. Кроме того, известно, что введение н-бутана, который является инертным растворителем, увеличивает селективность реакции образования ВБА, снижая выход димеров н-бутена (В.М. Обухов, И.П. Степанова, А.В. Бондаренко, М. И. Фарберов, Нефтехимия, т. XVII, 2, стр. 262-267).
Наиболее близким по технической сущности к предлагаемому изобретению является способ получения ВБА, описанный в статье И.П. Степановой, В.М. Обухова, А.В. Бондаренко, М.И. Фарберова, ЖПХ, 3, 1977 г., стр.640-644.
Безводную УК вместе с н-бутенами и рециклом непрореагировавших н-бутенов, содержащих бутан, подают в жидкой фазе в реактор алкилирования, заполненный катализатором - сульфокатионитной смолой в H+ форме. После реактора алкилирования из реакционной смеси сначала в первой ректификационной колонне отделяют непрореагировавшую бутан-бутеновую фракцию (ББФ), которую возвращают в реактор алкилирования. Кубовый продукт первой ректификационной колонны смешивают с водой и водной УК и подают во вторую колонну азеотропной ректификации для отделения ВБА от УК. Для создания флегмы на верх второй колонны подают часть сконденсированного дистиллата после дефлегматора, а другую часть сконденсированного дистиллата разделяют в фазоразделителе на водную фазу (сточная вода) и органическую фазу (ВБА-сырец), направляемую на дальнейшую очистку и переработку. Энергию, необходимую для ректификации, подводят к кубу колонны азеотропной ректификации через кипятильник. Из куба колонны отводят безводную УК, которую рециркулируют в реактор алкилирования.
Недостатками способа являются низкая конверсия н-бутенов за проход из-за недостатка УК при мольном соотношении н-бутены:УК=2:1, сложность стадии сжижения и рецикла непрореагировавших газов - дистиллата первой колонны, невозможность применения промышленной воды для сжижения, а также возможность отравления сульфокатионитной смолы примесями, содержащимися в УК, рециркулируемой из куба колонны азеотропной ректификации в реактор алкилирования. УК содержит согласно ГОСТ 19814-74 сорт 1 тяжелые металлы до 0,0005 мас.%, нелетучий остаток до 0,0005 мас.%.
Поскольку используется аппаратура из нержавеющей стали, часть сульфогрупп, отщепляющихся при реакции от сульфокатионитов, может соединяться с ионом металла. Эти примеси, а также полимеры н-бутенов, образующиеся при алкилировании, будут концентрироваться в кубовой жидкости и отравлять сульфокатионит.
Для сжижения бутан-бутеновой фракции (ББФ) промышленной водой необходимо давление ~ 4 кг/см2. При таком давлении температура в кубе первой ректификационной колонны должна быть 160-170oС. В этих условиях в среде, содержащей УК с примесью серной кислоты, образовавшейся при десульфировании сульфокатионитов при реакции алкилирования, нержавеющие стали имеют низкую коррозионную стойкость.
В описанной схеме отсутствует вывод из системы бутана, поступающего с ББФ. Бутан будет накапливаться в системе, снижая производительность установки.
Флегмирование второй колонны азеотропной ректификации сконденсировавшейся частью дистиллата не позволит устойчиво получать безводную УК. Конденсат дистиллата является смесью ВБА и воды, которая быстро расслаивается в конденсаторе и трубопроводах. Состав флегмы будет изменяться в широких пределах, т.е. в колонну будет периодически поступать вода или ВБА.
Подача свежей воды в сырье колонны азеотропной ректификации приводит к образованию значительного количества сточной воды, загрязненной УК.
В данном способе отсутствует описание системы управления, позволяющей получать продукты требуемого качества.
Целью настоящего изобретения является увеличение продолжительности работы сульфокатионитной смолы, повышение качества целевого продукта, упрощение процесса и его управления и снижение количества сточной воды.
Поставленная цель достигается способом получения ВБА путем алкилирования УК н-бутенами при использовании ББФ и выделения полученного ВБА, включающим стадии ввода УК и ББФ в жидкой фазе в прямотоке через неподвижный слой катализатора - сульфокатионитной смолы в H+ форме, последующее отделение непрореагировавшей ББФ из полученной реакционной массы ректификацией с получением смеси ВБА и УК и рецикла части отработанной ББФ в реактор алкилирования, отделение ВБА от УК азеотропной ректификацией с применением воды как азеотропообразователя и подводом требуемой для ректификации энергии в куб колонны азеотропной ректификации, сверху которой отводят азеотропную смесь ВБА с водой, а из куба колонны безводную УК, которую направляют в реактор алкилирования. Способ отличается тем, что рециркулируемую ББФ поглощают УК до мольного соотношения УК:бутан-бутены, равного 2-10:1, и полученную смесь подают в реактор алкилирования; рециркулируемую УК, отводимую из куба колонны азеотропной ректификации ВБА, очищают от примесей перегонкой, конденсируют, и тепло конденсации используют для нагрева сырья реактора алкилирования; в колонну азеотропной ректификации ВБА воду подают наверх в таком количестве, которое необходимо для поддержания температуры не ниже 112oС и не выше 122oС на контрольной тарелке, находящейся в отгонной секции внизу водосодержащей отпарной зоны, полученный поток дистиллата конденсируют и разделяют на водную и органическую фазу (ВБА) в фазоразделителе, откуда отводят только органическую фазу (ВБА), а водную фазу подают на орошение колонны азеотропной ректификации, и энергию в куб колонны азеотропной ректификации подводят в количестве пропорционально поданному сырью, при этом массовое соотношение между потоком водяного пара и сырья поддерживают 0,439-0,546 кг/кг по перепаду давления в колонне.
Следует отметить, что предлагаемое изобретение можно реализовать по двум технологическим схемам получения ВБА, которые отличаются подачей в колонну азеотропной ректификации УК, а также подачей или отводом воды из водной фазы после фазоразделителя.
В первой схеме в колонну азеотропной ректификации подают смесь УК и ВБА после отделения ББФ, а также осуществляют орошение колонны водной фазой дистиллата, добавляя свежую воду к рециклу водной фазы, причем количество добавляемой воды соответствует количеству воды, отводимой с органической фазой.
Во второй схеме в колонну азеотропной ректификации подают смесь УК и ВБА после отделения ББФ, а также дополнительно водную УК со стадии гидролиза ВБА во ВБС, осуществляют орошение колонны водной фазой дистиллата, выводя из рецикла водной фазы избыточную воду, поступающую с водной УК, причем количество выводимой из системы воды равно разности между количеством воды, поступающей с водной УК, и количеством воды, отводимой с органической фазой.
Отделение ВБА от УК осуществляют в колонне азеотропной ректификации эффективностью 24-32 теоретических тарелок, что позволяет оптимизировать затраты на энергию и капитальные затраты.
Предпочтительно способ осуществляют в колонне азеотропной ректификации с 28-30-тью теоретическими тарелками.
Колонна азеотропной ректификации состоит из концентрационной и отгонной секций. Концентрационная секция занимает верхнюю часть колонны (выше тарелки ввода сырья), а отгонная секции занимает нижнюю часть колонны. Тарелка ввода сырья находится в средней части колонны (тарелки 11-15). Отгонную секцию делят на две зоны: водосодержащую отпарную зону и зону дегидратации УК. Контрольная тарелка находится в отгонной секции колонны внизу водосодержащей отпарной зоны и разделяет водосодержащую отпарную зону и зону дегидратации УК. В качестве контрольной тарелки выбирают тарелку, которая расположена на 3-5 тарелок ниже тарелки ввода сырья. Разделение отгонной секции на зоны осуществляют, поддерживая на контрольной тарелке температуру не ниже 112oС и не выше 122oС.
Для лучшего понимания изобретения на фиг.1 приведена первая технологическая схема получения ВБА, а на фиг.2 представлен только тот узел выделения ВБА второй технологической схемы, который отличается от приведенного на схеме фиг.1.
На схеме (фиг.1) обозначены позиции следующих аппаратов:
1. Емкость
2. Насос
3. Емкость
4. Насос
5. Теплообменник
6. Клапан
7. Струйный смеситель
8. Реактор алкилирования
9а, 9б, 9в. Насосы
10а, 10б, 10в. Выносные холодильники
11. Клапан-регулятор давления
12. Ректификационная колонна
13. Дефлегматор
14. Клапан
15. Клапан
16. Кипятильник
17. Клапан-регулятор постоянного расхода
18. Колонна азеотроппой ректификации
19. Дефлегматор
20. Фазоразделитель
21. Емкость водной фазы
22. Насос
23. Емкость органической фазы
24. Насос
25. Кипятильник
26. Насос
27. Клапан
28. Клапан
29. Клапан
30. Перегонная колонна
31. Кипятильник
32. Холодильник.
1. Емкость
2. Насос
3. Емкость
4. Насос
5. Теплообменник
6. Клапан
7. Струйный смеситель
8. Реактор алкилирования
9а, 9б, 9в. Насосы
10а, 10б, 10в. Выносные холодильники
11. Клапан-регулятор давления
12. Ректификационная колонна
13. Дефлегматор
14. Клапан
15. Клапан
16. Кипятильник
17. Клапан-регулятор постоянного расхода
18. Колонна азеотроппой ректификации
19. Дефлегматор
20. Фазоразделитель
21. Емкость водной фазы
22. Насос
23. Емкость органической фазы
24. Насос
25. Кипятильник
26. Насос
27. Клапан
28. Клапан
29. Клапан
30. Перегонная колонна
31. Кипятильник
32. Холодильник.
На схеме (фиг.2) обозначены позиции следующих аппаратов:
17. Клапан-регулятор постоянного расхода
18. Колонна азеотропной ректификации
19. Дефлегматор
20. Фазоразделитель
21. Емкость водной фазы
22. Насос
23. Емкость органической фазы
24. Насос
25. Кипятильник
26. Насос
29. Клапан
33. Клапан
34. Клапан
35. Клапан
Рассмотрим подробнее эти схемы.
17. Клапан-регулятор постоянного расхода
18. Колонна азеотропной ректификации
19. Дефлегматор
20. Фазоразделитель
21. Емкость водной фазы
22. Насос
23. Емкость органической фазы
24. Насос
25. Кипятильник
26. Насос
29. Клапан
33. Клапан
34. Клапан
35. Клапан
Рассмотрим подробнее эти схемы.
ББФ из емкости 1 насосом 2 подают на смешение с УК. Часть отработанной ББФ, содержащей в основном бутаны, также смешивают с УК в струйном смесителе 7. За счет скоростного напора УК отработанная ББФ подсасывается, растворяется в УК. Смешение части отработанной ББФ с УК может осуществляться в колонном абсорбере (на схеме не показан). Образовавшуюся смесь подают на смешение со вторым потоком УК. Свежую и рециркулирующую УК из емкости 3 насосом 4 подают на смешение со свежей ББФ. Сырьевую смесь нагревают в теплообменнике 5 до температуры 80-100oС за счет тепла конденсации рецикла УК, поступающего из перегонной колонны 30, и подают в реактор алкилирования 8. Реактор алкилирования - аппарат колонного типа, загруженный несколькими слоями катализатора.
Количество слоев может изменяться от 1 до 5. Тепло реакции алкилирования снимают циркуляцией реакционной смеси насосами 9а, 9б, 9в через выносные холодильники 10а, 10б, 10в. Так как реакция алкилирования является обратимой экзотермической, температуру по слоям снижают. На выходе из реактора алкилирования 8 температура реакционной смеси должна быть в пределах 70-80oС.
Реакционную смесь через клапан - регулятор давления 11 подают в ректификационную колонну 12, в которой отработанную ББФ отделяют от ВБА и УК. ББФ отбирают сверху ректификационной колонны, конденсируют частично в дефлегматоре 13 и конденсат подают на верх колонны как флегму. Несконденсировавшуюся отработанную ББФ разделяют на два потока. Один поток через клапан 14 подают в струйный смеситель 7 и рециркулируют в реактор алкилирования 8. Другой поток через клапан 15 направляют на переработку. Энергию для отделения ББФ подают в кипятильник 16.
Кубовую жидкость ректификационной колонны 12 - смесь ВБА и УК - направляют в колонну азеотропной ректификации 18 через клапан-регулятор постоянного расхода 17.
Воду, необходимую для образования азеотропа ВБА, подают в колонну азеотропной ректификации 18 из емкости водной фазы 21 насосом 22. Достаточную концентрацию воды в колонне поддерживают посредством температурного контроля, позволяющего регулировать определенное количество воды на контрольной тарелке в соответствии с заданной температурой не ниже 112oС и не выше 122oС, а также поддерживать необходимый отбор смеси ВБА - вода в дистиллат.
Энергию, требуемую для испарения воды и ВБА и достаточную для создания парового потока, обеспечивающего необходимую четкость разделения, подводят в кипятильник 25 через регулирующий клапан 29. Массовое соотношение между количеством пара и сырья, поступающего в колонну азеотропной ректификации, поддерживают в зависимости от давления в кубе колонны азеотропной ректификации 18.
При постоянстве питания постоянный расход воды регулируют клапаном 27 на подаче воды насосом 22 из емкости водной фазы 21 и постоянством подачи энергии в кипятильник 25. За счет этого поддерживают постоянную эффективность колонны азеотропной ректификации 18.
Полученный поток дистиллата колонны азеотропной ректификации 18 конденсируют в дефлегматоре 19. Конденсат разделяют на водную и органическую фазы в фазоразделителе 20. Водную фазу отводят в емкость 21, а органическую - в емкость 23.
Так как вода растворяется в органической фазе (ВБА) и в небольшом количестве уходит с УК, баланс по воде в системе азеотропной ректификации поддерживают путем подачи свежей воды в колонну 18, расход которой регулируют клапаном 28 по температуре на контрольной тарелке.
Органическую фазу (ВБА) из фазоразделителя 20 сливают в емкость 23, из которой насосом 24 направляют на очистку или гидролиз с целью получения ВБС.
Кубовую жидкость колонны - обезвоженную УК - подают насосом 26 в перегонную колонну 30, в которой УК отделяют от тяжелокипящих продуктов (ТКП).
Энергию в перегонную колонну 30 подают через кипятильник 31. Отпаренную УК конденсируют в теплообменнике 5, охлаждают в холодильнике 32 и затем через емкость 3 подают в реактор алкилирования 8. Кубовую жидкость перегонной колонны 30 направляют на переработку.
На фиг.2 приведен узел выделения ВБА второй технологической схемы, в котором наряду со смесью ВБА и УК, поступающей в колонну азеотропной ректификации ВБА 18 из узла алкилирования после отделения ББФ, подают водную УК, полученную при гидролизе ВБА в ВБС. Избыточную воду отводят по температуре на контрольной тарелке. Схема регулирования подачей воды на верх колонны азеотронной ректификации 18 и пара в кипятильник аналогична первой схеме.
Предлагаемое изобретение позволяет решить несколько задач:
- увеличить селективность превращения бутенов в ВБА;
- увеличить срок службы катализатора алкилирования - сульфокатионитной смолы в Н+ форме;
- обеспечить стабильное качество ВБА и рециркулируемой УК;
- удешевить процесс получения ВБА за счет утилизации тепловых потоков;
- улучшить качество ВБА;
- упростить процесс.
- увеличить селективность превращения бутенов в ВБА;
- увеличить срок службы катализатора алкилирования - сульфокатионитной смолы в Н+ форме;
- обеспечить стабильное качество ВБА и рециркулируемой УК;
- удешевить процесс получения ВБА за счет утилизации тепловых потоков;
- улучшить качество ВБА;
- упростить процесс.
Примеры 1-6.
11,7 дм3 сульфокатионитной смолы макропористой структуры в Н+ форме загружают в реактор алкилирования 8 колонного типа диаметром 50 мм тремя слоями высотой 2 м (3,9 дм3) каждый. Для предотвращения тепловых потерь в окружающую среду реактор алкилирования термостатируют подачей теплоносителя в рубашку. Жидкое сырье, состоящее из смеси свежих ББФ, УК и рецикла ББФ, растворенного в УК, подают в теплообменник 5 (фиг.1), обогреваемый за счет тепла конденсации рециркулируемой УК, поступающей из перегонной колонны 30, и затем подают на верх реактора алкилирования 8. Для съема тепла реакции осуществляют циркуляцию реакционной смеси через выносные холодильники 10а, 10б, 10в циркуляционными насосами 9а, 9б, 9в.
Реакционную смесь из реактора алкилирования 8 через клапан-регулятор давления 11, снижающий давление с 10 кг/см2 до 2 кг/см2 подают в насадочную ректификационную колонну 12 эффективностью 10 теоретических тарелок для отделения непрореагировавших газов (бутан, н-бутены). Отделение ББФ от смеси ВБА и УК ведут при давлении в кубе колонны 2,1 кг/см2, температуре куба 140oС. ББФ, отбираемую сверху ректификационной колонны 12, частично конденсируют в дефлегматоре 13 и при температуре 19-21oС подают на верх ректификационной колонны 12 в качестве флегмы. Другую часть ББФ разделяют на 2 потока. Один поток направляют на переработку, другой на рецикл в реактор алкилирования 8. Рециркулирующую ББФ поглощают УК в струйном смесителе 6 и в виде раствора подают на смешение с сырьем реактора алкилирования 8.
Стабилизированную смесь ВБА и УК через клапан-регулятор постоянного расхода 17 подают на 14 теоретическую тарелку (считая от верха) колонны азеотропной ректификации 18 эффективностью 30 теоретических тарелок. Для азеотропного отделения ВБА от УК на верх колонны азеотропной ректификации 18 подают водную фазу из емкости 21 насосом 22. Количество подаваемой водной фазы регулируют клапаном 27 в зависимости от температуры на 19 теоретической (контрольной) тарелке 112-122oС. Смесь ВБА с водой, отбираемую с верха колонны, сконденсированную в дефлегматоре 19, подают в фазоразделитель 20, в котором расслаивают на водную и органическую (ВБА) фазы. Водную фазу собирают в емкости 21. Для возмещения потери воды, растворенной в ВБА и УК и отбираемой вместе с ними из системы, свежую воду подают через клапан 28, регулирующий количество воды по температуре на контрольной тарелке.
ВБА отводят из емкости органической фазы 23 насосом 24 на очистку или гидролиз с целью получения ВБС.
Энергию, требуемую для испарения ВБА и воды, подводят через кипятильник 25. Количество подводимой энергии регулируют клапаном 29 в зависимости от давления в кубе колонны.
Кубовую жидкость колонны азеотропной ректификации 18 насосом 26 подают в перегонную колонну 30, в которой УК отделяют от ТКП и продуктов коррозии. Отбираемую сверху колонны 30 УК конденсируют в теплообменнике 5, охлаждают в холодильнике 32 и подают в емкость 3.
Кубовую жидкость перегонной колонны 30 направляют на переработку. Результаты опытов приведены в табл.1-3.
Примеры 7-9.
Из реакционной смеси, полученной в реакторе алкилирования 8 по примерам 1-6, отделяют непрореагировавшую ББФ, часть которой абсорбируют в абсорбере (на схеме отсутствует). УК и затем раствор ББФ в УК направляют в реактор алкилирования 8. Результаты приведены в табл. 1-3.
Далее приводятся примеры, показывающие влияние различных факторов на эффективность колонны азеотропной ректификации.
Примеры 10-16.
Проводят аналогично примерам 1-6 (фиг.1), начиная с момента ввода смеси ВБА и УК в колонну азеотропной ректификации 18 эффективностью 30 теоретических тарелок на 14 (от верха) теоретическую тарелку.
Состав подаваемой на ректификацию смеси, мас.%:
ВБА - 48,730
ВБС - 0,133
Углеводороды C8 - 0,507
УК - 50,630
Результаты опытов при постоянном удельном расходе воды на подпитку 0,0115 кг/кг сырья и разном количестве подводимой к кубу энергии представлены в табл. 4.
ВБА - 48,730
ВБС - 0,133
Углеводороды C8 - 0,507
УК - 50,630
Результаты опытов при постоянном удельном расходе воды на подпитку 0,0115 кг/кг сырья и разном количестве подводимой к кубу энергии представлены в табл. 4.
Из табл. 4 видно, что при увеличении подвода энергии увеличивается циркуляционное орошение колонны азеотропной ректификации 18 водной фазой, в результате чего снижается остаточное содержание воды в УК. Однако при этом снижается концентрация ВБА в органической фазе, коэффициент извлечения ВБА достигает максимума (опыт 13), а затем начинает снижаться, концентрация УК в дистиллате монотонно возрастает.
Для того чтобы получить одновременно удовлетворительную степень очистки УК от воды и высокий коэффициент извлечения ВБА, следует работать при расходе греющего пара в интервале 0,439-0,546 кг/кг сырья колонны. Изменение подвода энергии наиболее резко сказывается на температуре на теоретических тарелках от 17 до 19 (счет от верха), т.е. на 3-5-й тарелках ниже тарелки ввода сырья (14 тарелка). Одна из этих тарелок может быть выбрана в качестве контрольной тарелки для управления процессом. Для получения удовлетворительных результатов температура на трех указанных тарелках должна поддерживаться в интервале - не ниже 112oС (тарелка 17) и не выше 122oС (тарелка 19).
Примеры 17-24.
Работают по схеме примеров 10-16 (фиг.1) при том же составе сырья колонны азеотропной ректификации, меняя количество подаваемой на подпитку воды и, при необходимости, количество подводимой к кубу энергии. Результаты опытов приведены в табл. 5.
Из табл. 5 видно, что при недостаточной подпитке системы водой (опыты 17 и 18) отбор ВБА недостаточен даже при увеличенном подводе энергии к кубу. Увеличение подпитки водой приводит к улучшению отбора ВБА, но при дальнейшем увеличении подпитки (опыты 22-24) возрастает остаточное содержание воды в УК. Удовлетворительная степень очистки УК от воды при достаточно высоком коэффициенте извлечения ВБА достигается при подаче свежей воды в интервале 0,0113-0,0117 кг/кг сырья колонны, чему соответствует температура не ниже 112oС на 17-й теоретической тарелке и не выше 122oС на 19-й теоретической тарелке (счет от верха).
Примеры 25-30.
Стабилизированную смесь ВБА и УК из куба ректификационной колонны 12 и водную УК из установки гидролиза ВБА по схеме, показанной на фиг.2, подают через клапаны-регуляторы постоянного расхода 17 и 33 в колонну азеотропной ректификации 18 эффективностью 30 теоретических тарелок на 14-ю (счет от верха) теоретическую тарелку.
Состав подаваемой на ректификацию смеси без учета воды, мас.%:
ВБА - 48,730
ВБС - 0,133
Углеводороды C8 - 0,507
УК - 50,630
Поток дистиллата конденсируют в дефлегматоре 19, конденсат расслаивают в фазоразделителе 20, органическую фазу (ВБА) отбирают из системы в емкость органической фазы 23 и из нее на склад, водную фазу сливают в емкость водной фазы 21, откуда большую часть водной фазы подают на орошение колонны 18, а часть выводят на установку гидролиза ВБА.
ВБА - 48,730
ВБС - 0,133
Углеводороды C8 - 0,507
УК - 50,630
Поток дистиллата конденсируют в дефлегматоре 19, конденсат расслаивают в фазоразделителе 20, органическую фазу (ВБА) отбирают из системы в емкость органической фазы 23 и из нее на склад, водную фазу сливают в емкость водной фазы 21, откуда большую часть водной фазы подают на орошение колонны 18, а часть выводят на установку гидролиза ВБА.
Результаты опытов при разном обводнении питания, разном отводе водной фазы и разном количестве подводимой к кубу энергии представлены в табл.6.
Из табл. 6 видно, что при одном и том же количестве воды в суммарном питании увеличение подвода энергии к кубу приводит к увеличенной циркуляции водной фазы и увеличение доли отбора водной фазы обеспечивает снижение остаточного содержания воды в УК. Однако при этом возрастает остаточное содержание ВБА в УК и снижается доля отбора ВБА. Удовлетворительная степень очистки УК от воды при высоком коэффициенте извлечения ВБА достигается при температуре на 17-19-й теоретических тарелках (счет от верха) в интервале 112-122oС.
Примеры 31-34.
Разделение смеси ВБА и УК после отделения ББФ по схеме примеров 10-16 (фиг. 1) проводят в колонне азеотропной ректификации эффективностью 30 теоретических тарелок при разном уровне ввода сырья. Удельный расход воды на подпитку системы 0,0115 кг/кг сырья, удельный расход греющего пара 0,546 кг/кг сырья. Результаты опытов приведены в табл.7.
Как видно из таблицы, наилучшее разделение достигается при вводе сырья на 14-16 теоретическую тарелку (счет от верха), т.е. примерно в середину колонны.
Пример 35-39.
Ректификацию смеси ВБА и УК по схеме примеров 10-16 (фиг.1) проводят в колоннах разной эффективности при одинаковом количестве подаваемой свежей воды и одинаковом количестве подводимой к кубу энергии. Удельный расход воды на подпитку системы 0,0115 кг/кг питания, удельный расход греющего пара 0,491 кг/кг питания. Результаты опытов приведены в табл.8.
Как видно из табл. 8, при снижении эффективности колонны ниже 28 резко возрастает остаточное содержание ВБА в кубе колонны и, соответственно, снижается коэффициент извлечения ВБА. При увеличении эффективности колонны выше 30 разделение улучшается незначительно. Предпочтительно работать при эффективности колонны 28-30 тарелок, но не ниже 24 и не выше 32.
Claims (4)
1. Способ получения втор-бутилацетата путем алкилирования уксусной кислоты н-бутенами при использовании бутан-бутеновой фракции в жидкой фазе в прямотоке через неподвижный слой катализатора-сульфокатионитной смолы в H+ форме с последующим выделением непрореагировавшей бутан-бутеновой фракции из полученной реакционной массы ректификацией с получением смеси втор-бутилацетата и уксусной кислоты и рециклом части отработанной бутан-бутеновой фракции в реактор алкилирования, отделением втор-бутилацетата от уксусной кислоты в колонне азеотропной ректификации с применением воды как азеотропообразователя и подводом требуемой для ректификации энергии в куб колонны азеотропной ректификации, сверху которой отводят азеотропную смесь втор-бутилацетата с водой, а из куба безводную уксусную кислоту, которую направляют в реактор алкилирования, отличающийся тем, что рециркулируемую бутан-бутеновую фракцию поглощают уксусной кислотой до мольного соотношения уксусная кислота: бутан-бутены, равного 2-10:1, и полученную смесь подают в реактор алкилирования; рециркулируемую уксусную кислоту, отводимую из куба колонны азеотропной ректификации втор-бутилацетата, очищают от примесей перегонкой, конденсируют и тепло конденсации используют для нагрева сырья реактора алкилирования; в колонну азеотропной ректификации втор-бутилацетата воду подают на верх в таком количестве, которое необходимо для поддержания температуры не ниже 112 и не выше 122oС на контрольной тарелке, находящейся в отгонной секции внизу водосодержащей отпарной зоны, полученный поток дистиллата конденсируют и разделяют на водную и органическую фазу (втор-бутилацетат) в фазоразделителе, откуда отводят только органическую фазу (втор-бутилацетат), а водную фазу подают на орошение колонны азеотропной ректификации, и энергию в куб колонны азеотропной ректификации подводят пропорционально поданному сырью, при этом массовое соотношение между потоком водяного пара и сырья поддерживают 0,439-0,546 кг/кг по перепаду давления в колонне.
2. Способ по п.1, отличающийся тем, что количество водной фазы, рециркулируемой после фазоразделителя на верх колонны азеотропной ректификации, определяют в зависимости от используемого сырья этой колонны, добавляя свежую воду к рециклу водной фазы при использовании уксусной кислоты в смеси с втор-бутилацетатом после отделения бутан-бутеновой фракции, причем количество добавляемой воды соответствует количеству воды, отводимой с органической фазой, или выводя избыточную воду при использовании в качестве сырья колонны дополнительно водной уксусной кислоты со стадии гидролиза втор-бутилацетата, причем количество выводимой из системы воды равно разности между количеством воды, поступающей с водной уксусной кислотой, и количеством воды, отводимой с органической фазой.
3. Способ по пп.1 и 2, отличающийся тем, что отделение втор-бутилацетата от уксусной кислоты осуществляют в колонне азеотропной ректификации эффективностью 24-32 теоретических тарелок.
4. Способ по пп.1-3, отличающийся тем, что отделение втор-бутилацетата от уксусной кислоты осуществляют в колонне азеотропной ректификации предпочтительно эффективностью 28-30 теоретических тарелок.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2001124728/04A RU2199521C1 (ru) | 2001-09-10 | 2001-09-10 | Способ получения втор-бутилацетата |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2001124728/04A RU2199521C1 (ru) | 2001-09-10 | 2001-09-10 | Способ получения втор-бутилацетата |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2199521C1 true RU2199521C1 (ru) | 2003-02-27 |
Family
ID=20253046
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2001124728/04A RU2199521C1 (ru) | 2001-09-10 | 2001-09-10 | Способ получения втор-бутилацетата |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2199521C1 (ru) |
Cited By (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN100463897C (zh) * | 2007-02-02 | 2009-02-25 | 胡先念 | 一种从乙酸与混合c4反应后的混合物中分离乙酸仲丁酯的方法 |
| WO2009033381A1 (fr) | 2007-09-14 | 2009-03-19 | Hunan Zhongchuang Chemical Co., Ltd | Procédé d'élimination d'hydrocarbures plus lourds des produits réactionnels provenant de la production d'acétate de sec-butyle |
| CN101168505B (zh) * | 2007-11-30 | 2010-06-09 | 湖南中创化工有限责任公司 | 带产物分离和回收工艺的制备乙酸仲丁酯的方法 |
| CN101948385A (zh) * | 2010-07-12 | 2011-01-19 | 江门谦信化工发展有限公司 | 一种醋酸仲丁酯的合成方法 |
| CN102584575A (zh) * | 2011-01-17 | 2012-07-18 | 胡先念 | 通过双回流精制乙酸仲丁酯粗产品的方法和乙酸仲丁酯的制备方法 |
| CN104531203A (zh) * | 2014-11-29 | 2015-04-22 | 惠州中创化工有限责任公司 | 一种乙酸仲丁酯副产重烃的精制方法 |
Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5457228A (en) * | 1990-10-31 | 1995-10-10 | Daicel Chemical Industries, Ltd. | Method for producing lower alkyl acetate |
-
2001
- 2001-09-10 RU RU2001124728/04A patent/RU2199521C1/ru not_active IP Right Cessation
Patent Citations (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5457228A (en) * | 1990-10-31 | 1995-10-10 | Daicel Chemical Industries, Ltd. | Method for producing lower alkyl acetate |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| Степанова И.П. и др. Синтез втор-бутилацетата алкилированием уксусной кислоты н.-бутенами на сульфокатионите КУ-23. - Л.: Наука, ЖПХ, №3, 1977, с. 640-643. * |
Cited By (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN100463897C (zh) * | 2007-02-02 | 2009-02-25 | 胡先念 | 一种从乙酸与混合c4反应后的混合物中分离乙酸仲丁酯的方法 |
| WO2009033381A1 (fr) | 2007-09-14 | 2009-03-19 | Hunan Zhongchuang Chemical Co., Ltd | Procédé d'élimination d'hydrocarbures plus lourds des produits réactionnels provenant de la production d'acétate de sec-butyle |
| EP2192104A4 (en) * | 2007-09-14 | 2011-02-16 | Hunan Zhongchuang Chemical Co Ltd | METHOD FOR REMOVING HEAVIER HYDROCARBONS FROM REACTION PRODUCTS FROM THE PRODUCTION OF SEC-BUTYL ACETATE |
| CN101168505B (zh) * | 2007-11-30 | 2010-06-09 | 湖南中创化工有限责任公司 | 带产物分离和回收工艺的制备乙酸仲丁酯的方法 |
| CN101948385A (zh) * | 2010-07-12 | 2011-01-19 | 江门谦信化工发展有限公司 | 一种醋酸仲丁酯的合成方法 |
| CN101948385B (zh) * | 2010-07-12 | 2013-12-11 | 江门谦信化工发展有限公司 | 一种醋酸仲丁酯的合成方法 |
| CN102584575A (zh) * | 2011-01-17 | 2012-07-18 | 胡先念 | 通过双回流精制乙酸仲丁酯粗产品的方法和乙酸仲丁酯的制备方法 |
| CN102584575B (zh) * | 2011-01-17 | 2013-07-17 | 惠州中创化工有限责任公司 | 通过双回流精制乙酸仲丁酯粗产品的方法和乙酸仲丁酯的制备方法 |
| CN104531203A (zh) * | 2014-11-29 | 2015-04-22 | 惠州中创化工有限责任公司 | 一种乙酸仲丁酯副产重烃的精制方法 |
| CN104531203B (zh) * | 2014-11-29 | 2016-04-20 | 惠州宇新化工有限责任公司 | 一种乙酸仲丁酯副产重烃的精制方法 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101003479B (zh) | (甲基)丙烯酸的制备方法 | |
| CA2529893C (en) | Process and apparatus for oligomerization in multiple stages with single fractionation column | |
| US4513156A (en) | Olefin oligomerization using extracted feed for production of heavy hydrocarbons | |
| US4503265A (en) | Process for the production of methyl tert.-butyl ether (MTBE) and of hydrocarbon raffinates substantially freed from i-butene and from methanol | |
| CN106631684B (zh) | 一种用乙酸仲丁酯水解制备仲丁醇的方法 | |
| CA2196913A1 (en) | Continuous preparation of alkyl esters of (meth)acrylic acid | |
| CN105367368B (zh) | 从碳四烃制备高纯度异丁烯的方法 | |
| CN1134406C (zh) | 纯化方法 | |
| CN104736529B (zh) | 四氢呋喃的制造方法 | |
| RU2199521C1 (ru) | Способ получения втор-бутилацетата | |
| CN110461811A (zh) | 包括具有分隔壁的蒸馏塔的纯化(甲基)丙烯酸的方法 | |
| CN102557932B (zh) | 醋酸异丁酯的生产方法 | |
| US10550052B2 (en) | Method for separating and purifying isobutylene and method for producing isobutylene | |
| US20080031785A1 (en) | Apparatus for Separating Oxygenate Modifier from Oligomerization Effluent by Water Wash | |
| EP1423349A1 (en) | Method and system for improving the efficiency of a dimerization reactor | |
| US5714646A (en) | Process for producing isopropyl alcohol | |
| CA2169225A1 (en) | Process for cracking tertiary butyl alcohol in a reaction distillation column | |
| CN102276452A (zh) | 一种用于醋酸仲丁酯的生产设备 | |
| US6590132B1 (en) | Separation of monomer from oligomer with lower bottoms temperature | |
| RU2176239C1 (ru) | Способ получения втор-бутилацетата | |
| JPS60204730A (ja) | オレフインとパラフインとからアルキレートを連続的に製造する方法及び装置 | |
| WO2022018600A1 (en) | System and method for production of mtbe | |
| RU2141468C1 (ru) | Способ гидратации алкенов | |
| SU831069A3 (ru) | Способ переработки углеводородовпуТЕМ АлКилиРОВАНи | |
| RU2206560C1 (ru) | Способ получения вторичного бутилового спирта |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20040911 |