RU2705581C1 - Method of producing cyclohexanol - Google Patents
Method of producing cyclohexanol Download PDFInfo
- Publication number
- RU2705581C1 RU2705581C1 RU2019110874A RU2019110874A RU2705581C1 RU 2705581 C1 RU2705581 C1 RU 2705581C1 RU 2019110874 A RU2019110874 A RU 2019110874A RU 2019110874 A RU2019110874 A RU 2019110874A RU 2705581 C1 RU2705581 C1 RU 2705581C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- nickel
- reaction
- phenol
- catalyst
- reaction zone
- Prior art date
Links
Images
Abstract
Description
Настоящее изобретение относится к способу получения циклогексанола парофазным гидрированием фенола. Циклогексанол - промежуточный продукт для синтеза циклогексанона, который используется в производстве капролактама. Большинство способов получения циклогексанола гидрированием фенола относятся к жидкофазным процессам [Патент РФ 2296741 МПК С07С 35/08, С07С 29/19, 2007; Патент РФ 595949 МПК С07С 35/02, С07С 35/08, 1979; Патент РФ 1051056 МПК С07С 35/08, 1983; Патент РФ 254497 МПК С07С 35/08, 1970; Палкин П.Л., Конюхов В.Ю., Гостюкин В.П., Темкин М.И., Кинетика жидкофазного гидрирования фенола в циклогексанол на никельхромовом катализаторе. // Кинетика и катализ, 1983, т. 24, №6, 1396-1399].The present invention relates to a method for producing cyclohexanol by vapor phase hydrogenation of phenol. Cyclohexanol is an intermediate product for the synthesis of cyclohexanone, which is used in the production of caprolactam. Most of the methods for producing cyclohexanol by phenol hydrogenation are related to liquid phase processes [RF Patent 2296741 IPC С07С 35/08, С07С 29/19, 2007; RF patent 595949 IPC С07С 35/02, С07С 35/08, 1979; RF patent 1051056 IPC С07С 35/08, 1983; RF patent 254497 IPC С07С 35/08, 1970; Palkin P.L., Konyukhov V.Yu., Gostyukin V.P., Temkin M.I., Kinetics of liquid-phase hydrogenation of phenol to cyclohexanol on a nickel-chromium catalyst. // Kinetics and catalysis, 1983, v. 24, No. 6, 1396-1399].
Наряду с получением циклогексанола жидкофазным гидрированием фенола известны способы получения циклогексанола парофазным гидрированием фенола.Along with the production of cyclohexanol by liquid-phase hydrogenation of phenol, methods for producing cyclohexanol by vapor-phase hydrogenation of phenol are known.
Известен способ получения циклогексанола парофазным гидрированием фенола в присутствии никельхромового катализатора при температуре до 150°С и давлении 5-10 атм. При гидрировании фенола в циклогексанол основным побочным продуктом является циклогексанон, выход которого увеличивается при повышении температуры и снижении давления. Другими побочными продуктами являются циклогексен (за счет дегидратации циклогексанола), циклогексан и метан [Справочник нефтехимика, т. 2 Под ред. С.К. Огородникова, Л., Химия, 1978, с. 44-46].A known method of producing cyclohexanol by vapor phase hydrogenation of phenol in the presence of a nickel-chromium catalyst at a temperature of up to 150 ° C and a pressure of 5-10 atm. When phenol is hydrogenated to cyclohexanol, the main by-product is cyclohexanone, the yield of which increases with increasing temperature and decreasing pressure. Other by-products are cyclohexene (due to dehydration of cyclohexanol), cyclohexane and methane [Handbook of Petrochemistry, vol. 2 Ed. S.K. Ogorodnikova, L., Chemistry, 1978, p. 44-46].
Процесс проводят в соответствии с принципиальной технологической схемой, приведенной на фиг. 1. Гидрирование проводят в трубчатом реакторе с никельхромовым катализатором в одной реакционной зоне при температуре 140-150°С и давлении 10-20 атм. Свежий водород, очищенный от механических примесей и катализаторных ядов, по линии II сжимают компрессором (4) до давления 10-20 атм. и после охлаждения в холодильнике (1) оборотной водой (поток III) отделяют от масла в маслоотделителе (на схеме не показан) и подают в ресивер (3).The process is carried out in accordance with the flow chart shown in FIG. 1. Hydrogenation is carried out in a tubular reactor with a nickel-chromium catalyst in one reaction zone at a temperature of 140-150 ° C and a pressure of 10-20 atm. Fresh hydrogen, purified from mechanical impurities and catalyst poisons, is compressed by line II with a compressor (4) to a pressure of 10-20 atm. and after cooling in the refrigerator (1) with circulating water (stream III), it is separated from the oil in an oil separator (not shown in the diagram) and fed to the receiver (3).
Циркулирующий водород, давление которого снижается в результате преодоления сопротивлений в трубопроводах и аппаратуре, дожимают до рабочего давления циркуляционным компрессором (5), охлаждают в холодильнике (2) оборотной водой, отделяют от масла в маслоотделителе (на схеме не показан) и направляют в ресивер (3). В ресивере (3) смешивают свежий и циркулирующий водород, объединенный поток подогревают в теплообменнике (10) за счет тепла реакционной смеси, выходящей из реактора (9), и подают в испаритель-сатуратор (7). Туда же из емкости (6) подают фенол (поток I). Во избежание кристаллизации фенола емкость (6) и трубопроводы, по которым транспортируется фенол, обогреваются паром (на схеме не показано). Уровень фенола в испарителе-сатураторе (7) и температуру в нем (120-125°С) регулируют автоматически с тем, чтобы состав парогазовой смеси был постоянным и соответствовал оптимальному избытку водорода (примерно 10-кратному по отношению к расходу на гидрирование). В верхней части испарителя-сатуратора (7) имеется насадка из колец Рашига, служащая каплеотбойником.Circulating hydrogen, the pressure of which decreases as a result of overcoming the resistance in pipelines and equipment, is squeezed to operating pressure by a circulation compressor (5), cooled in the refrigerator (2) with circulating water, separated from the oil in an oil separator (not shown in the diagram) and sent to the receiver ( 3). Fresh and circulating hydrogen is mixed in the receiver (3), the combined stream is heated in the heat exchanger (10) due to the heat of the reaction mixture leaving the reactor (9), and fed to the evaporator-saturator (7). Phenol (stream I) is supplied from the tank (6) there. To avoid phenol crystallization, the tank (6) and pipelines through which phenol is transported are heated by steam (not shown in the diagram). The level of phenol in the evaporator-saturator (7) and the temperature in it (120-125 ° С) are automatically controlled so that the composition of the gas-vapor mixture is constant and corresponds to the optimal excess of hydrogen (approximately 10-fold with respect to the hydrogenation flow). In the upper part of the evaporator-saturator (7) there is a nozzle made of Raschig rings, which serves as a drop eliminator.
Парогазовая смесь из испарителя-сатуратора (7) проходит перегреватель (8) и затем перемещается по трубам реактора (9). Выделяющаяся теплота отводится кипящим водным конденсатом (поток IV). Получаемый пар давлением 3-4 атм. можно использовать для технологических нужд или конденсировать, возвращая конденсат как хладоагент в межтрубное пространство конденсатора (на схеме не показано). Степень превращения фенола в реакторе составляет 85-99%.The vapor-gas mixture from the evaporator-saturator (7) passes the superheater (8) and then moves through the pipes of the reactor (9). The generated heat is removed by boiling water condensate (stream IV). Received steam pressure of 3-4 atm. can be used for technological needs or condensed, returning the condensate as a refrigerant to the annulus of the condenser (not shown in the diagram). The degree of conversion of phenol in the reactor is 85-99%.
Горячие реакционные газы из реактора (9) направляются в теплообменник (10), где их теплота используется для подогрева водорода. Затем они дополнительно охлаждаются водой в холодильнике (на схеме не показан) и образовавшийся конденсат отделяется от водорода в сепараторе высокого давления (11). Водород циркуляционным компрессором (5) возвращается на гидрирование. Конденсат из сепаратора высокого давления (11) дросселируется до атмосферного давления в сепараторе низкого давления (12), отделяется от водорода и метана, которые направляют в линию топливного газа (поток V).Hot reaction gases from the reactor (9) are directed to a heat exchanger (10), where their heat is used to heat hydrogen. Then they are additionally cooled by water in the refrigerator (not shown in the diagram) and the condensate formed is separated from hydrogen in a high pressure separator (11). Hydrogen is returned to the hydrogenation by a circulation compressor (5). The condensate from the high-pressure separator (11) is throttled to atmospheric pressure in the low-pressure separator (12), is separated from hydrogen and methane, which are sent to the fuel gas line (stream V).
Циклогексанол-сырец, содержащий непревращенный фенол и немного циклогексанона, циклогексана, циклогексена и воды, стекает из сепаратора низкого давления (12) в емкость (13), откуда потоком VI идет на ректификацию (на схеме не показано). При вакуумной ректификации вначале отгоняют циклогексан, циклогексен и воду, образующих азеотропную смесь. Затем циклогексанол вместе с циклогексаноном отделяют от высококипящих примесей и фенола, который возвращают на гидрирование. Примесь циклогексанона в готовом продукте не имеет существенного значения, т.к. при дальнейшей переработке в капролакты циклогексанол дегидрируют до циклогексанона. Выход целевого вещества превышает 96% при селективности реакции около 98%.Raw cyclohexanol, containing unconverted phenol and a little cyclohexanone, cyclohexane, cyclohexene and water, flows from the low pressure separator (12) into the tank (13), from where it goes for rectification by stream VI (not shown in the diagram). In vacuum distillation, cyclohexane, cyclohexene and water are first distilled off, forming an azeotropic mixture. Then cyclohexanol together with cyclohexanone is separated from high boiling impurities and phenol, which is returned to hydrogenation. An admixture of cyclohexanone in the finished product is not significant, because with further processing into caprolacts, cyclohexanol is dehydrated to cyclohexanone. The yield of the target substance exceeds 96% with a selectivity of about 98%.
Недостатком этого способа являются большие энергозатраты, связанные с проведением процесса при повышенном давлении - до 20 атм. Кроме того, проведение сильно экзотермического процесса гидрирования фенола в паровой фазе в присутствии никельхромового катализатора в одной зоне не позволяет точно и оперативно регулировать тепловыделение в ходе реакции, следствием чего является протекание побочных процессов.The disadvantage of this method is the high energy consumption associated with the process at high pressure - up to 20 atm. In addition, carrying out a highly exothermic process of hydrogenation of phenol in the vapor phase in the presence of a nickel-chromium catalyst in one zone does not allow accurate and quick control of the heat release during the reaction, resulting in the occurrence of side processes.
Наиболее близким решением поставленной технической задачи (прототипом) является способ получения циклогексанола парофазным гидрированием фенола на никельхромовом катализаторе в одной реакционной зоне при температуре 140-150°С и давлении 10-20 атм. Побочными продуктами процесса являются циклогексан, циклогексанон, циклогексен и метан [А.К. Чернышев, В.И. Герасименко, Б.А. Сокол и др., Капролактам: свойства, производство, применение. М., 2016, т. 1, с. 621-622]. Процесс проводят в соответствии с принципиальной технологической схемой, приведенной на фиг. 2.The closest solution to the technical problem (prototype) is a method for producing cyclohexanol by vapor-phase hydrogenation of phenol on a nickel-chromium catalyst in one reaction zone at a temperature of 140-150 ° C and a pressure of 10-20 atm. By-products of the process are cyclohexane, cyclohexanone, cyclohexene and methane [A.K. Chernyshev, V.I. Gerasimenko, B.A. Falcon and others. Caprolactam: properties, production, application. M., 2016, vol. 1, p. 621-622]. The process is carried out in accordance with the flow chart shown in FIG. 2.
Очищенный водород сжимают компрессором (19) до рабочего давления 10-20 атм. Циркулирующий водород дожимается до рабочего давления циркуляционным компрессором (20), затем свежий и рециркулирующий водород смешивают в смесителе (21) и подогревают в теплообменнике (22) за счет тепла реакционной смеси, выходящей из реактора (23) и через барботер (на схеме не показан) после смешивания в смесителе (24) подают в испаритель-сатуратор (25).The purified hydrogen is compressed by a compressor (19) to a working pressure of 10-20 atm. The circulating hydrogen is pressurized to operating pressure by a circulation compressor (20), then fresh and recycle hydrogen are mixed in a mixer (21) and heated in a heat exchanger (22) due to the heat of the reaction mixture leaving the reactor (23) and through a bubbler (not shown in the diagram) ) after mixing in the mixer (24) is fed to the evaporator-saturator (25).
Фенол из емкости (на схеме не показана) насосом высокого давления (на схеме не показан) смешивают с водородом в смесителе (24) и подают в испаритель-сатуратор (25). Для предотвращения кристаллизации фенола емкость и трубопроводы обогревают паром. Уровень фенола в испарителе-сатураторе и температура 120-125°С регулируется автоматически, состав парогазовой смеси поддерживается постоянным, при оптимальном избытке водорода (~10 кратным). В верхней части испарителя имеется каплеотбойник из фарфоровых колец Рашига. Парогазовая смесь из испарителя-сатуратора (25) проходит в подогреватель (26) и направляется в трубы реактора (23).Phenol from the tank (not shown in the diagram) by a high pressure pump (not shown in the diagram) is mixed with hydrogen in a mixer (24) and fed to a vaporizer-saturator (25). To prevent phenol crystallization, the tank and pipelines are heated with steam. The phenol level in the evaporator-saturator and the temperature of 120-125 ° C are automatically controlled, the composition of the gas-vapor mixture is kept constant, with an optimal excess of hydrogen (~ 10 times). In the upper part of the evaporator there is a droplet eliminator from Raschig porcelain rings. The vapor-gas mixture from the evaporator-saturator (25) passes into the heater (26) and is sent to the pipes of the reactor (23).
Выделяющееся тепло отводят за счет кипения водного конденсата с образованием пара давлением 3 атм. Степень конверсии фенола составляет 85-99%. Реакционные газы из реактора (23) проходят теплообменник (22), нагревая водород. Затем газы охлаждаются водой в холодильнике (27), образующийся конденсат отделяется от водорода в сепараторе высокого давления (28). Водород циркуляционным компрессором (20) возвращается на стадию гидрирования. Конденсат из сепаратора (28) через дроссель (29) дросселируют до атмосферного давления и в сепараторе низкого давления (30) отделяют от газа (водород + метан), направляемого в линию топливного газа.The generated heat is removed by boiling water condensate with the formation of steam with a pressure of 3 atm. The degree of phenol conversion is 85-99%. The reaction gases from the reactor (23) pass the heat exchanger (22), heating the hydrogen. Then the gases are cooled by water in the refrigerator (27), the condensate formed is separated from hydrogen in a high pressure separator (28). Hydrogen is circulated by the compressor (20) to the hydrogenation stage. The condensate from the separator (28) is throttled through the throttle (29) to atmospheric pressure and is separated from the gas (hydrogen + methane) sent to the fuel gas line in the low pressure separator (30).
Циклогексанол-сырец, содержащий непрореагировавший фенол, а также примеси циклогексанона, циклогексена, циклогексана и воды, поступает в ректификационные колонны (31, 32). При вакуум-ректификации в колонне (31) вначале отгоняют циклогексен, циклогексан и воду, образующие азеотропную смесь. Затем, в колонне (32) циклогексанол и циклогексанон отделяют от высококипящих примесей и фенола, который возвращают на гидрирование. Примесь циклогексанона в готовом продукте не имеет существенного значения, т.к. при дальнейшей переработке в капролактам циклогексанон дает те же продукты, что и циклогексанол. Выход целевого вещества выше 96% при селективности 98%.Raw cyclohexanol containing unreacted phenol, as well as impurities of cyclohexanone, cyclohexene, cyclohexane and water, enters the distillation columns (31, 32). During vacuum rectification in the column (31), cyclohexene, cyclohexane and water, which form an azeotropic mixture, are first distilled off. Then, in column (32), cyclohexanol and cyclohexanone are separated from high boiling impurities and phenol, which is returned to hydrogenation. An admixture of cyclohexanone in the finished product is not significant, because upon further processing into caprolactam, cyclohexanone gives the same products as cyclohexanol. The yield of the target substance is higher than 96% with a selectivity of 98%.
Недостатком этого способа также являются большие энергозатраты, связанные с проведением процесса при повышенном давлении (до 20 атм.) и невозможность точно и оперативно регулировать тепловыделение в ходе реакции из-за наличия единственной реакционной зоны, что увеличивает долю побочных процессов. Кроме того, сырьевая парогазовая смесь, проходя по трубам между подогревателем (26) и реактором (23) частично конденсируется и в жидком состоянии попадает на катализатор. Это приводит к частичной потере активности катализатора.The disadvantage of this method is also the high energy costs associated with the process at high pressure (up to 20 atm.) And the inability to accurately and efficiently control the heat release during the reaction due to the presence of a single reaction zone, which increases the proportion of side processes. In addition, the steam-gas mixture, passing through the pipes between the heater (26) and the reactor (23) partially condenses and in the liquid state falls on the catalyst. This leads to a partial loss of catalyst activity.
Целью настоящего изобретения является снижение энергозатрат, разработка способа, позволяющего точно и оперативно регулировать тепловыделение в ходе реакции и исключающего конденсацию сырьевой парогазовой смеси на поверхности катализатора.The aim of the present invention is to reduce energy consumption, the development of a method that allows you to accurately and efficiently control the heat during the reaction and eliminates the condensation of the raw gas mixture on the surface of the catalyst.
Согласно изобретению, поставленная цель достигается способом получения циклогексанола из фенола путем превращения фенол-водородной парогазовой смеси при повышенной температуре и повышенном давлении на никельхромовом катализаторе. Процесс проводят последовательно в двух реакционных зонах, причем, в первой по ходу технологического цикла реакционной зоне используют никельхромовый катализатор с добавкой инертных компонентов при массовом соотношении никельхромовый катализатор : инертный компонент равном (60-70) : (40-30), а во второй реакционной зоне используют только никельхромовый катализатор в количестве 130-140% по отношению к количеству никельхромового катализатора, используемого в первой реакционной зоне. Предпочтительно, в качестве инертного компонента используют керамические шары, процесс проводят при температуре 200-240°С и давлении 4-7 атм., а ввод парогазовой смеси в первую реакционную зону проводят при пониженном давлении.According to the invention, the goal is achieved by a method for producing cyclohexanol from phenol by converting a phenol-hydrogen gas mixture at elevated temperature and elevated pressure on a nickel-chromium catalyst. The process is carried out sequentially in two reaction zones, moreover, in the first reaction zone during the technological cycle, a nickel-chromium catalyst with the addition of inert components is used with a mass ratio of nickel-chromium catalyst: inert component equal to (60-70): (40-30), and in the second reaction the zone using only Nickel-chromium catalyst in an amount of 130-140% relative to the amount of Nickel-chromium catalyst used in the first reaction zone. Preferably, ceramic balls are used as the inert component, the process is carried out at a temperature of 200-240 ° C. and a pressure of 4-7 atm, and the steam-gas mixture is introduced into the first reaction zone under reduced pressure.
Преимуществами предлагаемого способа является возможность регулирования тепловыделения в ходе реакции за счет создания двух реакционных каталитических зон, в одной из которых помещен инертный компонент. Снижение энергозатрат в предлагаемом способе происходит за счет проведения процесса при более низком интервале рабочих давлений. Исключение конденсации сырьевой парогазовой фенол-водородной смеси на поверхности катализатора достигается за счет создания пониженного давления (например, с использованием) при введении парогазовой фенол-водородной смеси в первую реакционную зону.The advantages of the proposed method is the ability to control heat during the reaction by creating two reaction catalytic zones, in one of which is placed an inert component. The reduction in energy consumption in the proposed method is due to the process at a lower interval of operating pressures. The elimination of condensation of the feed gas-vapor phenol-hydrogen mixture on the surface of the catalyst is achieved by creating a reduced pressure (for example, using) when introducing the gas-vapor phenol-hydrogen mixture into the first reaction zone.
Способ иллюстрируется следующими примерами.The method is illustrated by the following examples.
Пример 1. Процесс проводят в соответствии с технологической схемой, приведенной на фиг. 3. Фенол в количестве до 8 т/ч подается в трубное пространство теплообменника (33). В теплообменнике (33) происходит нагрев фенола до температуры не более 150°С за счет тепла конденсации пара (16-40 атм.), подаваемого в межтрубное пространство теплообменника (33). Паровой конденсат из межтрубного пространства теплообменника (33) через конденсатоотводчик (на схеме не показан) поступает в расширительную емкость (34). Нагретый до температуры не более 150°С после теплообменника (33) фенол распыляется через форсунку (35) в поток водорода в трубном пространстве теплообменника (36). Водород с помощью компрессора (37) через форсунку (35) поступает в трубное пространство теплообменника (36). Смесь фенола и водорода в теплообменнике (36) нагревается до температуры 110-115°С за счет тепла реакционных газов, подаваемых в межтрубное пространство теплообменника (36) из реактора (38). Далее, нагретая в теплообменнике (36) исходная смесь через смеситель (39) поступает в трубное пространство теплообменника (40). В смесителе (39) происходит смешение исходной смеси с циркуляционными газами с нагнетания компрессоров (37) и (41) и отдувочными газами агрегатов гидрирования (на схеме не показано).Example 1. The process is carried out in accordance with the flow chart shown in FIG. 3. Phenol in an amount of up to 8 t / h is fed into the tube space of the heat exchanger (33). In the heat exchanger (33), phenol is heated to a temperature of no more than 150 ° C due to the heat of vapor condensation (16-40 atm.) Supplied to the annular space of the heat exchanger (33). Steam condensate from the annular space of the heat exchanger (33) through a condensate drain (not shown in the diagram) enters the expansion tank (34). Heated to a temperature of not more than 150 ° C after the heat exchanger (33) phenol is sprayed through the nozzle (35) into the hydrogen stream in the tube space of the heat exchanger (36). Hydrogen using a compressor (37) through the nozzle (35) enters the tube space of the heat exchanger (36). The mixture of phenol and hydrogen in the heat exchanger (36) is heated to a temperature of 110-115 ° C due to the heat of the reaction gases supplied to the annular space of the heat exchanger (36) from the reactor (38). Further, the initial mixture heated in the heat exchanger (36) through the mixer (39) enters the tube space of the heat exchanger (40). In the mixer (39), the initial mixture is mixed with the circulation gases from the discharge of the compressors (37) and (41) and the exhaust gases of the hydrogenation units (not shown in the diagram).
Последующее испарение фенола, нагрев паров и циркуляционного газа (исходной смеси) до температуры 190°С происходит в трубном пространстве теплообменника (40) за счет тепла конденсации пара (16-40 атм.), подаваемого в межтрубное пространство теплообменника (40). Паровой конденсат из межтрубного пространства теплообменника (40) через конденсатоотводчик (на схеме не показан) поступает в расширительную емкость (34). Исходная смесь после подогревателя (40) направляется в теплообменник (42), где происходит нагрев до температуры 200-240°С за счет тепла конденсации пара (16-40 атм.). Паровой конденсат из межтрубного пространства теплообменника (42) через конденсатоотводчик (на схеме не показан) поступает в расширительную емкость (34). Для исключения конденсации фенола и попадания капельной органики на слой катализатора, расположенного в реакторе (43) непосредственно на входе в реактор установлен эжекционный вакуумный смеситель (44). После эжекционного вакуумного смесителя (44) перегретая исходная смесь поступает в трубное пространство реактора (43), загруженного никельхромовым катализатором с послойным разбавлением его инертным разбавителем (керамическими шарами). Реакционная смесь из реактора (43) поступает в трубное пространство реактора (38), загруженного никельхромовым катализатором.Subsequent evaporation of phenol, heating of vapors and circulating gas (initial mixture) to a temperature of 190 ° C occurs in the tube space of the heat exchanger (40) due to the heat of vapor condensation (16-40 atm.) Supplied to the annular space of the heat exchanger (40). Steam condensate from the annular space of the heat exchanger (40) through a condensate drain (not shown in the diagram) enters the expansion tank (34). The initial mixture after the heater (40) is sent to the heat exchanger (42), where it is heated to a temperature of 200-240 ° C due to the heat of vapor condensation (16-40 atm.). Steam condensate from the annular space of the heat exchanger (42) through a condensate drain (not shown in the diagram) enters the expansion tank (34). To exclude condensation of phenol and dripping organics on the catalyst bed located in the reactor (43), an ejection vacuum mixer (44) is installed directly at the reactor inlet. After the ejection vacuum mixer (44), the superheated initial mixture enters the tube space of the reactor (43) loaded with a nickel-chromium catalyst with layer-by-layer dilution with an inert diluent (ceramic balls). The reaction mixture from the reactor (43) enters the tube space of the reactor (38) loaded with a nickel-chromium catalyst.
Реакция гидрирования фенола протекает с выделением тепла. Для поддержания оптимальной температуры в зоне реакции необходимо обеспечить постоянный отвод тепла. Тепло реакции в реакторах (38) и (43) отводится испаряющимся в межтрубном пространстве конденсатом. Конденсат в межтрубное пространство реакторов поступает из сепараторов (45) и (46), уровень в которых поддерживается автоматически. Пароконденсатная смесь из межтрубного пространства реакторов (38) и (43) направляется в сепараторы (45) и (46), где происходит отделение пара от циркулирующего конденсата. Циркулирующий конденсат из сепараторов (45) и (46) поступает по опускным трубам в межтрубное пространство реакторов (38) и (43).The phenol hydrogenation reaction proceeds with the release of heat. To maintain the optimum temperature in the reaction zone, it is necessary to ensure constant heat removal. The heat of reaction in the reactors (38) and (43) is removed by condensate evaporating in the annulus. Condensate enters the annulus of the reactors from separators (45) and (46), the level of which is maintained automatically. The vapor-condensate mixture from the annulus of the reactors (38) and (43) is sent to the separators (45) and (46), where the steam is separated from the circulating condensate. The circulating condensate from the separators (45) and (46) flows through the downpipes into the annulus of the reactors (38) and (43).
Реакционная смесь из реактора (38) поступает в межтрубное пространство теплообменника (36), где охлаждается до температуры 135-165°С и поступает далее в межтрубное пространство холодильника (47), где реакционная смесь конденсируется и охлаждается до температуры не более 90°С за счет подачи в трубное пространство оборотной воды. Из холодильника (47) газожидкостная смесь направляется на разделение в сепарационную колонну (48), где жидкий циклогексанол отделяется от циркуляционного газа. Жидкий циклогексанол из сепарационной колонны (48) выводится в сборник-сепаратор (49), где происходит выделение газов дросселирования, которые поступают в межтрубное пространство холодильника (50), где охлаждаются за счет подачи в трубное пространство захоложенной воды. После холодильника (50) весь отток поступает в сепаратор (51), где газовая фаза сбрасывается на факел, а жидкая фаза стекает в сборник-сепаратор (49). Жидкий циклогексанол из сборника-сепаратора (49) направляется на дальнейшую переработку (на схеме не показано).The reaction mixture from the reactor (38) enters the annulus of the heat exchanger (36), where it is cooled to a temperature of 135-165 ° C and then enters the annulus of the refrigerator (47), where the reaction mixture condenses and cools to a temperature of no more than 90 ° C per account for supplying circulating water to the pipe space. From the refrigerator (47), the gas-liquid mixture is sent for separation to a separation column (48), where liquid cyclohexanol is separated from the circulating gas. Liquid cyclohexanol from the separation column (48) is discharged to a separator (49), where throttling gases are released, which enter the annulus of the refrigerator (50), where they are cooled by supplying chilled water to the tube space. After the refrigerator (50), the entire outflow enters the separator (51), where the gas phase is discharged to the flare, and the liquid phase flows into the collector-separator (49). Liquid cyclohexanol from the collection separator (49) is sent for further processing (not shown in the diagram).
Газовая фаза из сепарационной колонны (48) поступает в межтрубное пространство теплообменника (52), где охлаждается за счет подачи в трубное пространство оборотной воды. Далее, газовая фаза поступает в межтрубное пространство холодильника (53), где охлаждается за счет подачи в трубное пространство захоложенной воды. Охлажденная до температуры не более 30°С газовая фаза поступает для разделения в параллельно установленные сепараторы (54) и (55), где происходит дополнительная очистка циркуляционного газа от жидкой органики. Жидкая фаза от холодильника (53) и сепараторов (54) и (55) отводится и присоединяется к потоку жидкости от сепарационной колонны (48). Газовая фаза после сепараторов (54) и (55) подается на всас компрессоров (37) и (41) (циркуляционный газ). Циркуляция газовой фазы осуществляется компрессорами (37) и (41). В системе поддерживается давление не более 7 атм.The gas phase from the separation column (48) enters the annular space of the heat exchanger (52), where it is cooled by supplying circulating water to the pipe space. Further, the gas phase enters the annulus of the refrigerator (53), where it is cooled by supplying chilled water to the tube space. The gas phase cooled to a temperature of not more than 30 ° C enters for separation into parallel separators (54) and (55), where additional purification of the circulating gas from liquid organics takes place. The liquid phase from the refrigerator (53) and separators (54) and (55) is discharged and connected to the liquid flow from the separation column (48). The gas phase after the separators (54) and (55) is fed to the inlet of the compressors (37) and (41) (circulating gas). The gas phase is circulated by compressors (37) and (41). The system maintains a pressure of no more than 7 atm.
Результаты ведения процесса по примеру 1 приведены в таблице.The results of the process of example 1 are shown in the table.
Примеры 2-8. Процесс проводят также, как и в примере 1 при различных температурах и давлении, различных массовых соотношениях никельхромовый катализатор: инертный компонент и различном количестве никельхромового катализатора во второй реакционной зоне. Результаты ведения процесса приведены в таблице.Examples 2-8. The process is carried out as in example 1 at different temperatures and pressures, different mass ratios of the nickel-chromium catalyst: inert component and various amounts of nickel-chromium catalyst in the second reaction zone. The results of the process are shown in the table.
Claims (5)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2019110874A RU2705581C1 (en) | 2019-04-11 | 2019-04-11 | Method of producing cyclohexanol |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2019110874A RU2705581C1 (en) | 2019-04-11 | 2019-04-11 | Method of producing cyclohexanol |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2705581C1 true RU2705581C1 (en) | 2019-11-08 |
Family
ID=68500782
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2019110874A RU2705581C1 (en) | 2019-04-11 | 2019-04-11 | Method of producing cyclohexanol |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2705581C1 (en) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN113354510A (en) * | 2021-06-16 | 2021-09-07 | 东北石油大学 | Method for selective hydrogenation of phenol on Na modified NiCo catalyst |
Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| SU254497A1 (en) * | Б. Н. Тютюнников, И. В. Богдан , В. К. ДмиТ | Method of producing cyclohexanol in a mixture with cyclohexane | ||
| RO105801B1 (en) * | 1990-01-31 | 1992-12-30 | Inst Cercetari Chim Cent | Ppreparation process for alhylcyclohexanols |
| RU2528980C2 (en) * | 2013-01-10 | 2014-09-20 | Общество с ограниченной ответственностью "ДЕСКРИПТОР" | Method for selective hydrogenation of phenol to cyclohexanone |
-
2019
- 2019-04-11 RU RU2019110874A patent/RU2705581C1/en active
Patent Citations (3)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| SU254497A1 (en) * | Б. Н. Тютюнников, И. В. Богдан , В. К. ДмиТ | Method of producing cyclohexanol in a mixture with cyclohexane | ||
| RO105801B1 (en) * | 1990-01-31 | 1992-12-30 | Inst Cercetari Chim Cent | Ppreparation process for alhylcyclohexanols |
| RU2528980C2 (en) * | 2013-01-10 | 2014-09-20 | Общество с ограниченной ответственностью "ДЕСКРИПТОР" | Method for selective hydrogenation of phenol to cyclohexanone |
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| Чернышев А.К. и др. Капролактам: свойства, производство, применение. М., 2016, т.1, с. 621-622. * |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN113354510A (en) * | 2021-06-16 | 2021-09-07 | 东北石油大学 | Method for selective hydrogenation of phenol on Na modified NiCo catalyst |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| KR101994630B1 (en) | Control of a process for the purification of (meth)acrylic acid using on-line, near ir analysis | |
| CN107739301B (en) | Polymethoxy dimethyl ether synthesis system and process | |
| US20120101320A1 (en) | Process to prepare olefins from aliphatic alcohols | |
| CA2751983A1 (en) | Process for distillative workup of a methanol/water mixture and process for preparing alkali metal methoxides | |
| RU2741574C1 (en) | Method for production of 2,2-dimethyl-1,3-propanediol | |
| TWI421125B (en) | Reactor reaction speed control method, reaction device and dimethyl ether manufacturing method | |
| KR20160122749A (en) | Process and system for producing acrylic acid | |
| CN103946201A (en) | Process for producing 1,4- butanediol by hydrogenating dialkyl maleate in mixed liquid/vapor phase | |
| CN106117010A (en) | A kind of acetylene synthesizes the new technology of alkynol with ketone compounds | |
| RU2705581C1 (en) | Method of producing cyclohexanol | |
| CA3213558A1 (en) | Integration for processing effluent of oxidative dehydrogenation (odh) reactor | |
| CN104437267A (en) | Device for preparing olefin with oxygen compounds and application of device for preparing olefin with oxygen compounds | |
| CN113200864B (en) | Continuous production process and device for cyclohexylamine and dicyclohexylamine | |
| US20050234282A1 (en) | Method for production propylene from a flow containing c4 to c8 olefins | |
| US10246394B2 (en) | Separation processing method for a product stream of a dimethyl ether reactor | |
| CN101990529B (en) | The method being prepared lower alcohol by glycerol | |
| CN103030505B (en) | MTP (methanol to propylene) method | |
| DK2895453T3 (en) | PROCEDURE FOR MANUFACTURING DIMETYLETS AND SUITABLE FITTINGS | |
| CN212560048U (en) | Economizer of cyclohexanol dehydrogenation reaction in cyclohexanone production process | |
| RU2453525C1 (en) | Method of producing methanol from natural gas and apparatus for realising said method | |
| WO2009082260A1 (en) | Plant for the liquid phase synthesis of isoprene from isobutylene and formaldehyde | |
| RU2556859C1 (en) | Method of producing isoprene by catalytic dehydrogenation of isoamylenes in adiabatic reactor | |
| JP2022534527A (en) | Enhanced Method for Dialkyl Ether Synthesis Using a Stepped Cone Reactor | |
| RU2811862C1 (en) | Method and installation for producing urea | |
| RU2258059C1 (en) | Method for preparing butyric aldehydes concentrate |