WO2010069483A1 - Verfahren zur herstellung von diamintoluol durch vielstufig adiabate hydrierung - Google Patents

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WO2010069483A1
WO2010069483A1 PCT/EP2009/008668 EP2009008668W WO2010069483A1 WO 2010069483 A1 WO2010069483 A1 WO 2010069483A1 EP 2009008668 W EP2009008668 W EP 2009008668W WO 2010069483 A1 WO2010069483 A1 WO 2010069483A1
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WO
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reaction
liquid phase
reaction zone
zone
zones
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Application number
PCT/EP2009/008668
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Inventor
Evin Hizaler Hoffmann
Leslaw Mleczko
Ralph Schellen
Stephan Schubert
Original Assignee
Bayer Technology Services Gmbh
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Publication date
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C209/00—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton
    • C07C209/30—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton by reduction of nitrogen-to-oxygen or nitrogen-to-nitrogen bonds
    • C07C209/32—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton by reduction of nitrogen-to-oxygen or nitrogen-to-nitrogen bonds by reduction of nitro groups
    • C07C209/36—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton by reduction of nitrogen-to-oxygen or nitrogen-to-nitrogen bonds by reduction of nitro groups by reduction of nitro groups bound to carbon atoms of six-membered aromatic rings in presence of hydrogen-containing gases and a catalyst

Definitions

  • the present invention relates to a process for the preparation of diaminotoluene by multiphase reaction of dinitrotoluene with hydrogen, wherein the reaction is carried out in 5 to 50 successive reaction zones under adiabatic conditions.
  • Diaminotoluene is generally subject to the catalytic influence of Raney catalysts e.g. Raney nickel, Raney cobalt or Raney iron from a liquid phase comprising dinitrotoluene and a gaseous phase comprising hydrogen in an exothermic, catalytic reaction according to formula (I):
  • Raney catalysts e.g. Raney nickel, Raney cobalt or Raney iron from a liquid phase comprising dinitrotoluene and a gaseous phase comprising hydrogen in an exothermic, catalytic reaction according to formula (I):
  • the diaminotoluene produced by the reaction of formula (I) is an intermediate in the production of polyurethane, which in turn has a wide range of uses.
  • the resulting polyurethane is used as a base for paints.
  • it can be foamed and used as a polyurethane foam as an insulating material or as a cushioning agent.
  • EP 0 124 010 discloses a process for the preparation of aromatic diamines in which aromatic dinitro compounds contained in an organic solvent, which also comprises a solid catalyst suspended therein finely, are reacted with excess hydrogen in a bubble column. It is further disclosed that the process is carried out at pressures of 40 to 200 bar and temperatures of 140 0 C to 250 0 C.
  • the finely divided catalyst contained in the solvent can be recovered and reused according to EP 0 124 010 after conversion by means of filtration or other processes for the recovery of solids from liquids.
  • Reaction zone are not in direct contact with a heat exchanging surface, so that the formation of uncontrolled temperature gradient within the reaction zone is likely.
  • the disclosed method is disadvantageous in that the catalyst is continuously moved with the liquid phase.
  • a certain abrasion of the catalyst material over longer periods of operation can not be excluded, so that it can no longer be separated from the liquid phase in sufficient quantity in the recovery according to EP 0 124 010.
  • This is problematic in view of the further treatment of the process product, since this is now contaminated by a finely divided solid.
  • the required process steps, separation and recycling of catalyst incur additional costs.
  • EP 0 972 505 discloses a process which solves the above-described disadvantages of using a finely divided catalyst by using a monolithic catalyst in the reaction zone. EP 0 972 505 further discloses that the process is carried out under adiabatic conditions.
  • EP 0 972 505 further discloses that the reaction is carried out in a solvent in which the dinitrotoluene used as starting material is dissolved.
  • EP 0 972 505 discloses that substantially no solvent is fed to the process, it is essentially characterized in this connection as less than 30% by weight, which is a not insignificant proportion.
  • water is not considered to be a solvent, so that the reaction zone according to the process of EP 0 972 505 large amounts of water can be supplied.
  • the proportions of dinitrotoluene which are therefore preferably added to the reaction zone of the process of EP 0 972 505 are correspondingly low at 1 to 2% by weight.
  • EP 0 972 505 further discloses that a circulation stream may be provided via a reaction zone having a circulating heat exchange zone from which a product stream may be continuously withdrawn and to which dinitrotoluene is continuously fed.
  • the process is disadvantageous because, given the low concentrations of dinitrotoluene in the educt, only a small space-time yield can be achieved.
  • EP 0 972 505 is also disadvantageous in the embodiment with a circulation stream, since the continuous product stream is always contaminated with a significant proportion of dinitrotoluene due to the aforementioned cycle stream, which subsequently has to be purified.
  • EP 1 251 951 discloses a device and the possibility of carrying out chemical reactions in the device, wherein the device is characterized by a cascade of reaction zones which are in contact with one another and heat exchanger devices which are arranged in a composite manner with one another. The method to be carried out here is thus characterized by the contact of the various reaction zones with a respective heat exchanger device in the form of a cascade.
  • EP 1 251 951 discloses multi-stage processes in cascades of reaction zones from which heat in an undefined amount is removed by heat conduction. Accordingly, the disclosed method is disadvantageous in that accurate temperature control of the process gases of the reaction is not possible.
  • Dinitrotoluene referred to in the context of the present invention, a liquid, as part of a liquid phase, which is introduced into the process according to the invention and the essentially comprises dinitrotoluene.
  • the proportion of dinitrotoluene in the liquid phase fed to the process is between 90 and 100% by weight, preferably between 95 and 100% by weight.
  • Hydrogen in the context of the present invention, denotes a process gas which is introduced into the process according to the invention and which essentially comprises hydrogen.
  • the proportion of hydrogen in the process gases supplied to the process is usually between 90 and 100% by weight, preferably between 95 and 100% by weight.
  • this may also comprise further secondary components.
  • secondary components which may be present in the liquid phase include diamino toluene, water, and dissolved constituents of process gas.
  • this may also include secondary components.
  • secondary components Non-exhaustive examples of minor components which may be included in the process gas include argon, nitrogen and / or carbon dioxide.
  • a process gas is understood as a gas mixture which essentially comprises hydrogen and secondary components
  • a liquid phase is understood as a liquid and / or mixture of liquids and / or as a solution comprising dinitrotoluene and further secondary components
  • adiabat means that no heat supply or removal measures are taken.
  • a heat transfer can be reduced, for example, by insulation by means of generally known insulation means, such as polystyrene insulating materials, or by sufficiently large distances to heat sinks or heat sources, the insulation means being air.
  • An advantage of the adiabatic driving method according to the invention of the 5 to 50 reaction zones connected in series with respect to a non-adiabatic mode of operation is that no means for heat removal must be provided in the reaction zones, which entails a considerable simplification of the construction. This results in particular simplifications in the manufacture of the reactor and in the scalability of the process and an increase in reaction conversions.
  • the heat generated in the course of the exothermic reaction progress can be utilized in the single reaction zone to increase the conversion in a controlled manner.
  • Another advantage of the method according to the invention is the possibility of very accurate temperature control, due to the close staggering of adiabatic reaction zones. It can thus be set and controlled in each reaction zone advantageous in the reaction progress temperature.
  • the catalysts used in the process according to the invention are usually catalysts which consist of a material which, in addition to its catalytic activity for the reaction of the formula (I), is characterized by sufficient chemical resistance under the conditions of the process and by a high specific surface area.
  • Catalyst materials characterized by such chemical resistance under the conditions of the process are, for example, catalysts comprising oxides of magnesium, aluminum, titanium and / or silicon. In most cases, these materials are carriers of the catalyst materials on which the active ingredients of the catalyst are applied.
  • Suitable active constituents of the catalysts are, for example, Raney iron, Raney cobalt, Raney nickel and / or palladium, as are already known to the person skilled in the art.
  • Specific surface area in the context of the present invention refers to the area of the catalyst material that can be reached by the process gases, based on the mass of catalyst material used.
  • a high specific surface area is a specific surface area of at least 10 m 2 / g, preferably of at least 20 m 2 / g.
  • the catalysts of the invention are each in the reaction zones and can be used in all known forms, e.g. Fixed bed and moving bed, present.
  • the fixed bed arrangement comprises a catalyst bed in the true sense, ie loose, supported or unsupported catalyst in any form and in the form of suitable Packs.
  • catalyst bed as used herein also encompasses contiguous areas of suitable packages on a support material or structured catalyst supports. These would be, for example, to be coated ceramic honeycomb carrier with comparatively high geometric surfaces or corrugated layers of metal wire mesh on which, for example, catalyst granules is immobilized.
  • a special form of packing in the context of the present invention, the presence of the catalyst in monolithic form is considered.
  • the catalyst is preferably present in beds of particles having mean particle sizes of 1 to 10 mm, preferably 1.5 to 8 mm, particularly preferably 2 to 6 mm.
  • the catalyst is preferably present in loose beds of particles, as have already been described in connection with the fixed-bed arrangement.
  • the conversion takes place in 10 to 40, more preferably 15 to 30 reaction zones connected in series.
  • a preferred further embodiment of the method is characterized in that the process gas leaving the at least one reaction zone and the liquid phase are subsequently passed through at least one heat exchange zone downstream of said reaction zone.
  • each reaction zone there is at least one, preferably exactly one, heat exchange zone through which the process gas leaving the reaction zone and the liquid phase are passed.
  • the reaction zones can either be arranged in a reactor or arranged divided into several reactors. The arrangement of the reaction zones in a reactor results in a reduction in the number of apparatuses used.
  • the individual reaction zones and heat exchange zones can also be arranged together in a reactor or in any combination of reaction zones with heat exchange zones in several reactors.
  • reaction zones and heat exchange zones are present in a reactor, then in an alternative embodiment of the invention there is a heat insulation zone between them, in order to be able to obtain the adiabatic operation of the reaction zone.
  • each of the series-connected reaction zones can be replaced or supplemented independently of one another by one or more reaction zones connected in parallel.
  • the use of reaction zones connected in parallel allows in particular their replacement or supplementation during ongoing continuous operation of the process.
  • Parallel and successive reaction zones may in particular also be combined with one another.
  • the process according to the invention particularly preferably has exclusively reaction zones connected in series.
  • the reactors preferably used in the process according to the invention may consist of simple containers with one or more reaction zones, as e.g. in Ulimann's Encyclopedia of Industrial Chemistry (Fifth, Completely Revised Edition, VoI B4, page 95-104, pages 210-216), wherein in each case between the individual reaction zones and / or heat exchange zones heat insulation zones can be additionally provided.
  • the catalysts or the fixed beds thereof are mounted in a manner known per se on or between gas- and liquid-permeable walls, comprising the reaction zone of the reactor.
  • technical devices for uniform gas and / or liquid distribution can be provided in the flow direction in front of the catalyst beds.
  • These can be perforated plates, bubble-cap trays, valve trays or other internals which cause a uniform entry of the process gas and / or liquid phase into the fixed bed by producing a small but uniform pressure drop.
  • the inlet temperature of the air entering the first reaction zone liquid phase from 10 to 140 ° C, preferably from 50 to 130 0 C, particularly preferably from 90 to 120 0 C.
  • Essential is the temperature of the liquid phase, since this, measured at the process gas, a orders of magnitude higher heat capacity, so that this adjusts the possibly warmer or colder process gas in the reaction zone in a short time to approximately the same temperature.
  • the process gas also particularly preferably has the aforementioned temperature when it enters the respective reaction zone.
  • the absolute pressure at the inlet of the first reaction zone is more than 5 bar, preferably between 20 and 200 bar, more preferably between 30 and 150 bar.
  • the residence time of the process gas and the liquid phase in all reaction zones together is between 1 and 50 s, preferably between 2 and 30 s, particularly preferably between 5 and 15 s.
  • the liquid phase and the process gas are preferably fed only before the first reaction zone.
  • This has the advantage that the entire liquid phase for the absorption and removal of the heat of reaction in all reaction zones can be used.
  • the space-time yield can be increased, or the necessary catalyst mass can be reduced.
  • the temperature of the conversion can be controlled via the supply of liquid phase between the reaction zones.
  • the liquid phase and the process gas are cooled after at least one of the reaction zones used, more preferably after each reaction zone.
  • the liquid phase and the process gas are passed after exiting a reaction zone through one or more of the above-mentioned heat exchange zones, which are located behind the respective reaction zones.
  • These may be used as heat exchange zones in the form of heat exchangers known to those skilled in the art, e.g. Tube bundle, plate, Ringnut-, spiral, finned tube and / or microstructured heat exchanger be executed.
  • the heat exchangers are preferably microstructured heat exchangers.
  • microstructured means that the heat exchanger, for the purpose of heat transfer, comprises fluid-carrying channels formed therethrough are characterized in that they have a hydraulic diameter between 50 microns and 5 mm.
  • the hydraulic diameter is calculated as four times the flow cross-sectional area of the fluid-conducting channel divided by the circumference of the channel.
  • steam is generated by cooling the liquid phase and the process gas in the heat exchange zones through the heat exchanger.
  • the heat exchangers including the heat exchange zones it is preferable in the heat exchangers including the heat exchange zones to carry out evaporation on the side of the cooling medium, preferably partial evaporation.
  • Partial evaporation referred to in the context of the present invention, an evaporation in which a gas / liquid mixture of a substance is used as the cooling medium and in which there is still a gas-ZFlüsstechniksgemisch a substance even after heat transfer in the heat exchanger.
  • the carrying out of an evaporation is particularly advantageous because in this way the achievable heat transfer coefficients from / to process gases and liquid phase to / from cooling / heating media become particularly high and thus an efficient cooling can be achieved.
  • Performing a partial evaporation is particularly advantageous because the absorption / release of heat by the cooling medium thereby no longer results in a temperature change of the cooling medium, but only the gas-liquid equilibrium is shifted. As a result, the liquid phase and the process gas are cooled over a constant temperature over the entire heat exchange zone. This in turn safely prevents the occurrence of radial temperature profiles in the flow of the liquid phase and / or process gases, thereby improving the control over the reaction temperatures in the reaction zones and in particular preventing the formation of local overheating by radial temperature profiles.
  • a mixing zone may also be provided upstream of the inlet of a reaction zone in order to standardize the radial temperature profiles, if appropriate during the cooling, in the flow of the liquid phase and / or process gases by mixing transversely to the main flow direction.
  • the successively connected reaction zones are operated at an average temperature increasing or decreasing from reaction zone to reaction zone. This means that within a sequence of reaction zones, the temperature increases both from reaction zone to reaction zone as well can sink. This can be adjusted, for example, via the control of the heat exchange zones connected between the reaction zone. Further options for setting the average temperature are described below.
  • the thickness of the flow-through reaction zones can be chosen the same or different and results according to generally known in the art from the residence time described above and the enforced in the process amounts of liquid phase and process gas.
  • the mass flow rates of liquid phase which can be carried out according to the invention by the process, comprising the process product (diaminotoluene), from which the amounts of dinitrotoluene to be used, are usually between 0.01 and 45 t / h, preferably between 0.1 and 40 t / h , more preferably between 1 and 35 t / h.
  • the maximum outlet temperature of the liquid phase and / or process gases from the reaction zones is usually in a range from 120 ° C. to 220 ° C., preferably from 130 ° C. to 200 ° C., more preferably from 140 ° C. to 180 ° C.
  • the controller the temperature in the reaction zones is preferably carried out by at least one of the following measures: dimensioning of the adiabatic reaction zone, control of heat dissipation between the reaction zones, addition of liquid phase between the reaction zones, molar ratio of the reactants / excess of hydrogen used, addition of inert gases, in particular nitrogen , Carbon dioxide, before and / or between the reaction zones.
  • the composition of the catalysts in the reaction zones according to the invention may be identical or different. In a preferred embodiment, the same catalysts are used in each reaction zone. However, it is also advantageous to use different catalysts in the individual reaction zones. Thus, especially in the first reaction zone, when the concentration of the reaction educts is still high, a less active catalyst can be used and in the further reaction zones the activity of the catalyst can be increased from reaction zone to reaction zone.
  • the control of the catalyst activity can also be carried out by dilution with inert materials or carrier material. Also advantageous is the use of a catalyst, in particular in the first and / or second reaction zone, which is particularly stable against deactivation at the temperatures of the process in these reaction zones.
  • 0.1 kg / h to 50 kg / h preferably 1 kg / h to 20 kg / h, particularly preferably 2 kg / h to 10 kg / h of diaminotoluene can be prepared by the process according to the invention per 1 kg of catalyst.
  • the inventive method is thus characterized by high space-time yields, combined with a reduction of the apparatus sizes and a simplification of the apparatus or reactors. This surprisingly high space-time yield is made possible by the interaction of the novel and preferred embodiments of the novel process.
  • Fig. 1 shows reactor temperature (T), conversion of dinitrotoluene (U) and selectivity for the preparation of diaminotoluene (Y) over a number of 24 reaction zones (S) with downstream heat exchange zones (according to Example 1).
  • a liquid phase consisting of dinitrotoluene and a process gas consisting of hydrogen flow over a first of a total of 24 fixed catalyst beds from an alumina-supported nickel / palladium catalyst.
  • the process thus comprises 24 reaction zones.
  • Each after a reaction zone is a heat exchange zone in which the process gas and the liquid phase are cooled at the same time before they enter the next reaction zone.
  • the entire educt current, consisting of liquid phase and process gas, is adjusted so that 6.6 mol .-% of dinitrotoluene and 93.4 mol .-% of hydrogen are supplied.
  • the absolute inlet pressure of the process gas and the liquid phase directly in front of the first reaction zone is 45 bar.
  • the length of the fixed catalyst beds, ie the reaction zones, is between 0.1 m and 0.3 m. The exact lengths are given in Table 1.
  • the activity of the catalyst used is adjusted via the reaction zones to various values according to Table 2, based on the activity of the catalyst in the last reaction zone, by dilution with pure alumina. There is no addition of liquid phase comprising dinitrotoluene before the individual reaction zones.
  • the total residence time in the system is 10.5 seconds.
  • Fig.l The results are shown in Fig.l.
  • the individual reaction zones are listed on the x-axis, so that a spatial course of developments in the process is visible.
  • On the left y-axis is indicated the temperature of the liquid phase, which is substantially identical to that of the process gases.
  • the temperature profile (T) across the individual reaction zones is shown as a thick, solid line.
  • the right-hand y-axis shows the conversion (U) of dinitrotoluene and the selectivity (Y) of diaminotoluene.
  • the course of the conversion (U) across the individual reaction zones is shown as a thick dashed line; the course of selectivity (Y) as a thin solid line.
  • the inlet temperature of the liquid phase before the first reaction zone is about 110 ° C. Due to the exothermic reaction to diaminotoluene under adiabatic conditions, the temperature in the first reaction zone rises to about 160 0 C, before the process gas and the liquid
  • Heating and cooling continues essentially identically to the last reaction zone.

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Abstract

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Diamintoluol durch Mehrphasenreaktion von Dinitrotoluol mit Wasserstoff, worin die Umsetzung in 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen unter adiabaten Bedingungen durchgeführt wird.

Description

Verfahren zur Herstellung von Diamintoluol durch vielstufig adiabate Hydrierung
Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Diamintoluol durch Mehrphasenreaktion von Dinitrotoluol mit Wasserstoff, worin die Umsetzung in 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen unter adiabaten Bedingungen durchgeführt wird.
Diamintoluol wird allgemein unter katalytischem Einfluss von Raney-Katalysatoren z.B. Raney- Nickel, Raney-Kobalt oder Raney-Eisen aus einer flüssigen Phase umfassend Dinitrotoluol und einer gasförmigem Phase umfassend Wasserstoff in einer exothermen, katalytischen Reaktion gemäß Formel (I) hergestellt:
Figure imgf000002_0001
Das mittels der Reaktion nach Formel (I) hergestellte Diamintoluol ist ein Zwischenprodukt bei der Herstellung von Polyurethan, das wiederum eine große Bandbreite an Verwendungsmöglichkeiten besitzt.
So findet das resultierende Polyurethan etwa als Basis für Lacke Anwendung. Alternativ kann es aufgeschäumt werden und so als Polyurethanschaum etwa als Dämmstoff oder als Polstermittel verwendet werden.
Bei der Reaktion gemäß Formel (I) wird eine beträchtliche Menge an Wärme freigesetzt, die zunächst in der flüssigen Phase absorbiert wird und aus derselben wieder abgeführt werden muss, um etwa eine Verdampfung der flüssigen Phase zu verhindern. Weiter muss die Temperatur solcher Reaktionen unter Beteiligung von Nitroaromaten kontrolliert werden, um die Möglichkeit explosionsartiger Nebenreaktionen, wie sie dem Fachmann im Zusammenhang mit der Aromatenchemie geläufig sind, zu verhindern.
In der EP 0 124 010 wird ein Verfahren zur Herstellung von aromatischen Diaminen offenbart, in dem aromatische Dinitroverbindungen, befindlich in einem organischen Lösungsmittel, das auch einen darin feinteilig suspendierten festen Katalysator umfasst, mit überschüssigem Wasserstoff in einer Blasensäule umgesetzt werden. Es wird weiter offenbart, dass das Verfahren bei Drücken von 40 bis 200 bar und Temperaturen von 1400C bis 2500C ausgeführt wird. Der in dem Lösungsmittel enthaltene, feinteilig suspendierte Katalysator kann gemäß der EP 0 124 010 nach dem Umsatz mittels Filtration oder anderen Verfahren zur Rückgewinnung von Feststoffen aus Flüssigkeiten wieder erhalten und wiederverwendet werden.
Das Verfahren gemäß der EP 0 124 010 offenbart nur eine Reaktionszone im Sinne der Blasensäule, wobei aber in der Blasensäule mehrere sog. „Fieldrohre" auch parallel betrieben werden können.
Das Vorhandensein von getrennten, mehrfachen Reaktionszonen und Wärmeaustauschzonen wird nicht offenbart. Es handelt sich vielmehr um einstufiges, nicht adiabates Verfahren.
Das Verfahren ist nachteilig, weil im Falle des Versagens des Kühlkreislaufes, z.B. durch Versagen der Pumpe (4) gemäß der EP 0 124 010 die Reaktion unkontrolliert durchgeht und die zuvor geschilderten, explosionsgefährlichen Betriebszustände erreicht werden können. Eine verlässliche und genaue Temperaturkontrolle ist mit dem in der EP 0 124 010 offenbarten
Verfahren weiter auch alleine daher schon nicht möglich, da beträchtliche Volumina der
Reaktionszone nicht in unmittelbarem Kontakt mit einer Wärme austauschenden Fläche stehen, so dass die Bildung von nicht kontrollierten Temperaturgradienten innerhalb der Reaktionszone wahrscheinlich ist.
Weiter ist das offenbarte Verfahren nachteilig, da der Katalysator mit der flüssigen Phase kontinuierlich bewegt wird. Damit ist ein gewisser Abrieb des Katalysatormaterials über längere Betriebszeiten nicht auszuschließen, so dass dieser in der Rückgewinnung gemäß der EP 0 124 010 nicht mehr von der flüssigen Phase in ausreichender Menge abgetrennt werden kann. Dies ist in Anbetracht der weiteren Behandlung des Verfahrensproduktes problematisch, da dieses nun durch einen feinteiligen Feststoff verunreinigt ist. Außerdem verursachen die erforderlichen Verfahrensschritte, Abtrennung und Rückführung von Katalysator, zusätzliche Kosten.
In der EP 0 972 505 wird ein Verfahren offenbart, das die zuvor beschriebenen Nachteile der Verwendung eines feinteilig suspendierten Katalysators löst, indem ein monolithischer Katalysator in der Reaktionszone verwendet wird. Die EP 0 972 505 offenbart weiter, dass das Verfahren unter adiabaten Bedingungen ausgeführt wird.
Die EP 0 972 505 offenbart weiter, dass die Reaktion in einem Lösungsmittel ausgeführt wird, in der das als Edukt verwendete Dinitrotoluol gelöst vorliegt. Die EP 0 972 505 offenbart zwar, dass im Wesentlichen kein Lösungsmittel dem Verfahren zugeführt wird, allerdings wird im Wesentlichen in diesem Zusammenhang mit weniger als 30 Gew.-% gekennzeichnet, was ein nicht unwesentlicher Anteil ist. Wesentlich ist weiter, dass gemäß der EP 0 972 505 Wasser nicht als Lösungsmittel betrachtet wird, so dass der Reaktionszone gemäß dem Verfahren der EP 0 972 505 große Anteile an Wasser zugeführt werden können. Die Anteile an Dinitrotoluol, die der Reaktionszone des Verfahrens der EP 0 972 505 demzufolge bevorzugt zugeführt werden, sind mit 1 bis 2 Gew.-% entsprechend gering.
In der EP 0 972 505 wird weiter offenbart, dass ein Kreislaufstrom über eine Reaktionszone mit einer im Kreislauf befindlichen Wärmeaustauschzone vorgesehen werden kann, aus dem kontinuierlich ein Produktstrom abgenommen werden kann und dem kontinuierlich Dinitrotoluol zugeführt wird.
Eine mehrstufige Ausführungsform des Verfahrens nach der EP 0 972 505 außerhalb der vorgenannten Ausführungsform im Kreislauf wird nicht offenbart.
Wird das Verfahren einstufig ausgeführt, so ist das Verfahren nachteilig, da in Anbetracht der geringen Konzentrationen an Dinitrotoluol im Edukt nur eine geringe Raum-Zeit- Ausbeute erreicht werden kann.
Das Verfahren nach der Offenbarung der EP 0 972 505 ist in der Ausführungsform mit einem Kreislaufstrom ebenfalls nachteilig, da der kontinuierliche Produktstrom aufgrund des vorgenannten Kreislaufstroms stets mit einem signifikanten Anteil an Dinitrotoluol verunreinigt ist, der nachfolgend aufgereinigt werden muss.
m EP 1 251 951 (Bl) wird eine Vorrichtung und die Möglichkeit der Durchführung chemischer Reaktionen in der Vorrichtung offenbart, wobei die Vorrichtung durch eine Kaskade aus miteinander in Kontakt stehenden Reaktionszonen und Wärmetauschervorrichtungen gekennzeichnet ist, die stoffschlüssig miteinander im Verbund angeordnet sind. Das hierin durchzuführende Verfahren ist also gekennzeichnet durch den Kontakt der verschiedenen Reaktionszonen mit einer jeweiligen Wärmetauschervorrichtung in Form einer Kaskade.
Eine Offenbarung hinsichtlich der Verwendbarkeit der Vorrichtung und des Verfahrens zur Synthese von Diamintoluol aus flüssigem Dinitrotoluol und gasförmigen Wasserstoff findet nicht statt. Insbesondere wird eine Anwendbarkeit auf mehrphasige Reaktionssysteme im Allgemeinen nicht offenbart.
Es bleibt also unklar, wie ausgehend von der Offenbarung der EP 1 251 951 (Bl) eine solche Reaktion mittels der Vorrichtung und des darin ausgeführten Verfahrens durchgerührt werden soll. Weiter muss aus Gründen der Einheitlichkeit davon ausgegangen werden, dass das in der EP 1 251 951 (Bl) offenbarte Verfahren in einer Vorrichtung gleich oder ähnlich der Offenbarung bezüglich der Vorrichtung ausgeführt wird. Hieraus resultiert, dass durch den offenbarungsgemäßen großflächigen Kontakt der Wärmeaustauschzonen mit den Reaktionszonen eine signifikante Menge an Wärme durch Wärmeleitung zwischen den Reaktionszonen und den benachbarten Wärmeaustauschzonen übertragen wird. Die Offenbarung hinsichtlich des oszillierenden Temperaturprofils kann also nur so verstanden werden, dass die hier festgestellten Temperaturspitzen stärker ausfallen würden, wenn dieser Kontakt nicht bestehen würde. Ein weiteres Indiz hierfür ist der exponentielle Anstieg der offenbarten Temperaturprofile zwischen den einzelnen Temperaturspitzen. Diese deuten an, dass eine gewisse Wärmesenke mit merklicher aber begrenzter Kapazität in jeder Reaktionszone vorhanden ist, die den Temperaturanstieg in derselben reduzieren kann. Es kann nie ausgeschlossen werden, dass eine gewisse Abfuhr von Wärme (z.B. durch Strahlung) stattfindet, allerdings würde sich bei einer Reduktion der möglichen Wärmeabfuhr aus der Reaktionszone ein linearer oder in seiner Steigung degressiver Temperaturverlauf andeuten, da keine Nachdosierung von Edukten vorgesehen ist und somit nach exothermer Abreaktion die Reaktion immer langsamer und sich somit die erzeugte Wärmetönung verringern würde. Somit offenbart die EP 1 251 951 (Bl) mehrstufige Verfahren in Kaskaden von Reaktionszonen, aus denen Wärme in Undefinierter Menge durch Wärmeleitung abgeführt wird. Demnach ist das offenbarte Verfahren dahingehend nachteilig, als das eine genaue Temperaturkontrolle der Prozessgase der Reaktion nicht möglich ist.
Ausgehend vom Stand der Technik wäre es daher vorteilhaft ein Verfahren bereitzustellen, das in einfachen Reaktionsvorrichtungen durchgeführt werden kann und das eine genaue, einfache Temperaturkontrolle ermöglicht, so dass es hohe Umsätze bei möglichst hohen Reinheiten des Produktes erlaubt.
Für die Herstellung von Diamintoluol aus Dinitrotoluol mittels katalytischer Hydrierung wurden, wie gerade dargestellt, bisher noch keine geeigneten Verfahren offenbart, die die zuvor genannten Aufgaben in ihrer Gesamtheit zu lösen vermögen.
Es besteht daher die Aufgabe, ein Verfahren zur katalytischen Hydrierung von Diamintoluol aus Dinitrotoluol bereitzustellen, das unter genauer Temperaturkontrolle in einfachen Reaktions- Vorrichtungen durchführbar ist und das hierdurch hohe Umsätze bei hohen Reinheiten des Produktes erlaubt, wobei die Reaktionswärme entweder zu Gunsten der Reaktion oder in anderer Weise genutzt werden kann.
Es wurde überraschend gefunden, dass ein Verfahren zur Herstellung von Diamintoluol aus Dinitrotoluol, befindlich in einer flüssigen Phase, und Wasserstoff, befindlich in einem Prozessgas, in Gegenwart von heterogenen Katalysatoren, dadurch gekennzeichnet, dass es in 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen, in denen die heterogenen Katalysatoren vorliegen, unter adiabaten Bedingungen ausgeführt wird, diese Aufgabe zu lösen vermag.
Dinitrotoluol bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung eine Flüssigkeit, als Bestandteil einer flüssigen Phase, die in das erfindungsgemäße Verfahren eingeführt wird und die im Wesentlichen Dinitrotoluol umfasst. Üblicherweise liegt der Anteil an Dinitrotoluol an der dem Verfahren zugeführten flüssigen Phase zwischen 90 und 100 Gew.-%, bevorzugt zwischen 95 und 100 Gew.-%.
Wasserstoff bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung ein Prozessgas, das in das erfindungsgemäße Verfahren eingeführt wird und das im Wesentlichen Wasserstoff umfasst. Üblicherweise liegt der Anteil an Wasserstoff an den, dem Verfahren zugeführten Prozessgasen zwischen 90 und 100 Gew.-%, bevorzugt zwischen 95 und 100 Gew.-%.
Neben der wesentlichen Komponente der flüssigen Phase Dinitrotoluol kann diese auch noch weitere Nebenkomponenten umfassen. Nicht abschließende Beispiele für weitere Neben- komponenten, die in der flüssigen Phase enthalten sein können, sind etwa Diamintoluol, Wasser, sowie gelöste Bestandteile von Prozessgas.
Neben der wesentlichen Komponente des Prozessgases Wasserstoff kann dieses auch noch Nebenkomponenten umfassen. Nicht abschließende Beispiele für Nebenkomponenten, die in dem Prozessgas enthalten sein können, sind etwa Argon, Stickstoff und/oder Kohlendioxid.
Allgemein wird im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung ein Prozessgas als ein Gasgemisch verstanden, das im Wesentlichen Wasserstoff und Nebenkomponenten umfasst, während eine flüssige Phase als Flüssigkeit und/oder Gemisch von Flüssigkeiten und/oder als eine Lösung verstanden wird, die Dinitrotoluol und weitere Nebenkomponenten umfasst.
Im Wesentlichen bedeutet also gemäß der vorstehenden Definition, dass ein Anteil der im Wesentlichen enthaltenen Komponente an der flüssigen Phase und/oder an dem Prozessgas von mehr als 90 Gew.-% vorliegt.
Erfindungsgemäß bedeutet die Durchführung des Verfahrens unter adiabaten Bedingungen, dass der Reaktionszone von außen im Wesentlichen weder aktiv Wärme zugeführt noch Wärme entzogen wird. Es ist allgemein bekannt, dass eine vollständige Isolation gegen Wärmezu- oder Abfuhr nur durch vollständige Evakuierung unter Ausschluss der Möglichkeit des Wärmeübergangs durch Strahlung möglich ist. Daher bezeichnet adiabat im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung, dass keine Maßnahmen zur Wärmezu- oder Abfuhr ergriffen werden.
In einer alternativen Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens kann aber z.B. durch Isolation mittels allgemein bekannter Isolationsmittel, wie z.B. Polystyroldämmstoffen, oder auch durch genügend große Abstände zu Wärmesenken oder Wärmequellen, wobei das Isolationsmittel Luft ist, ein Wärmeübergang vermindert werden. Ein Vorteil der erfindungsgemäßen adiabaten Fahrweise der 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen gegenüber einer nicht adiabaten Fahrweise besteht darin, dass in den Reaktionszonen keine Mittel zur Wärmeabfuhr bereitgestellt werden müssen, was eine erhebliche Vereinfachung der Konstruktion mit sich bringt. Dadurch ergeben sich insbesondere Vereinfachungen bei der Fertigung des Reaktors sowie bei der Skalierbarkeit des Verfahrens und eine Steigerung der Reaktionsumsätze. Außerdem kann die Wärme, die im Zuge des exothermen Reaktionsfortschrittes erzeugt wird in der einzelnen Reaktionszone zur Steigerung des Umsatzes in kontrollierter Weise genutzt werden.
Ein weiterer Vorteil des erfindungsgemäßen Verfahrens ist die Möglichkeit der sehr genauen Temperaturkontrolle, durch die enge Staffelung von adiabaten Reaktionszonen. Es kann somit in jeder Reaktionszone eine im Reaktionsfortschritt vorteilhafte Temperatur eingestellt und kontrolliert werden.
Die im erfϊndungsgemäßen Verfahren verwendeten Katalysatoren sind üblicherweise Katalysatoren, die aus einem Material bestehen, das neben seiner katalytischen Aktivität für die Reaktion gemäß Formel (I) durch ausreichende chemische Resistenz unter den Bedingungen des Verfahrens, sowie durch eine hohe spezifische Oberfläche gekennzeichnet sind.
Katalysatormaterialien, die durch eine solche chemische Resistenz unter den Bedingungen des Verfahrens gekennzeichnet sind, sind zum Beispiel Katalysatoren, die Oxide von Magnesium, Aluminium, Titan und/oder Silizium umfassen. Zumeist sind diese Materialien Träger der Katalysatormaterialien, auf denen die aktiven Bestandteile des Katalysators aufgebracht sind.
Geeignete aktive Bestandteile der Katalysatoren sind etwa Raney-Eisen, Raney-Kobalt, Raney- Nickel und/oder Palladium wie sie dem Fachmann bereits bekannt sind.
Spezifische Oberfläche bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung die Fläche des Katalysatormaterials, die vom Prozessgase erreicht werden kann, bezogen auf die eingesetzte Masse an Katalysatormaterial.
Eine hohe spezifische Oberfläche ist eine spezifische Oberfläche von mindestens 10 m2/g, bevorzugt von mindestens 20 m2/g.
Die erfindungsgemäßen Katalysatoren befinden sich jeweils in den Reaktionszonen und können in allen an sich bekannten Erscheinungsformen, z.B. Festbett und Wanderbett, vorliegen.
Die Erscheinungsform als Festbett ist für das erfindungsgemäße Verfahren bevorzugt.
Die Festbettanordnung umfasst eine Katalysatorschüttung im eigentlichen Sinn, d. h. losen, geträgerten oder ungeträgerten Katalysator in beliebiger Form sowie in Form von geeigneten Packungen. Der Begriff der Katalysatorschüttung, wie er hier verwendet wird, umfasst auch zusammenhängende Bereiche geeigneter Packungen auf einem Trägermaterial oder strukturierte Katalysatorträger. Dies wären z.B. zu beschichtende keramische Wabenträger mit vergleichsweise hohen geometrischen Oberflächen oder gewellte Schichten aus Metalldrahtgewebe, auf denen beispielsweise Katalysatorgranulat immobilisiert ist. Als eine Sonderform der Packung wird im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung das Vorliegen des Katalysators in monolithischer Form betrachtet.
Wird eine Festbettanordnung des Katalysators verwendet, so liegt der Katalysator bevorzugt in Schüttungen von Partikeln mit mittleren Partikelgrößen von 1 bis 10 mm, bevorzugt 1,5 bis 8 mm, besonders bevorzugt von 2 bis 6 mm vor.
Wird eine Wanderbettanordnung des Katalysators verwendet, so liegt der Katalysator bevorzugt in losen Schüttungen von Partikeln vor, wie sie im Zusammenhang mit der Festbettanordnung bereits beschrieben worden sind.
Schüttungen von solchen Partikeln sind vorteilhaft, weil die Größe der Partikel eine hohe spezifische Oberfläche des Katalysatormaterials gegenüber der flüssigen Phase als auch dem
Prozessgas besitzen und damit eine hohe Umsatzrate erreicht werden kann. Es kann also die
Stofftransportlimitierung der Reaktion durch Diffusion gering gehalten werden. Zugleich sind die
Partikel damit aber noch nicht so klein, dass es zu überproportional erhöhten Druckverlusten bei
Durchströmung des Festbettes kommt. Die Bereiche der in der bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens, umfassend eine Reaktion in einem Festbett, angegebenen Partikelgrößen sind somit ein Optimum zwischen dem erreichbaren Umsatz aus der Reaktion gemäß Formel (I) und dem erzeugten Druckverlust bei Durchführung des Verfahrens. Druckverlust ist in direkter Weise mit der notwendigen Energie in Form von Pumpen- und/oder Kompressorleistung gekoppelt, so dass eine überproportionale Erhöhung desselben in einer unwirtschaftlichen Betriebsweise des Verfahrens resultieren würde.
In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens erfolgt der Umsatz in 10 bis 40, besonders bevorzugt 15 bis 30 hintereinander geschalteten Reaktionszonen.
Eine bevorzugte weitere Ausführungsform des Verfahrens ist dadurch gekennzeichnet, dass das aus mindestens einer Reaktionszone austretende Prozessgas und die flüssige Phase anschließend durch wenigstens eine dieser Reaktionszone nachgeschalteten Wärmeaustauschzone geleitet wird.
In einer besonders bevorzugten weiteren Ausführungsform des Verfahrens befindet sich nach jeder Reaktionszone wenigstens eine, bevorzugt genau eine Wärmeaustauschzone, durch die das aus der Reaktionszone austretende Prozessgas und die flüssige Phase geleitet wird. Die Reaktionszonen können dabei entweder in einem Reaktor angeordnet oder in mehreren Reaktoren aufgeteilt angeordnet werden. Die Anordnung der Reaktionszonen in einem Reaktor rührt zu einer Verringerung der Anzahl der verwendeten Apparaturen.
Die einzelnen Reaktionszonen und Wärmeaustauschzonen können auch zusammen in einem Reaktor oder in beliebigen Kombinationen von jeweils Reaktionszonen mit Wärmeaustauschzonen in mehreren Reaktoren aufgeteilt angeordnet werden.
Liegen Reaktionszonen und Wärmeaustauschzonen in einem Reaktor vor, so befindet sich in einer alternativen Ausführungsform der Erfindung zwischen diesen eine Wärmeisolationszone, um den adiabaten Betrieb der Reaktionszone erhalten zu können.
Zusätzlich können einzelne der in Reihe geschalteten Reaktionszonen unabhängig voneinander auch durch eine oder mehrere parallel geschaltete Reaktionszonen ersetzt oder ergänzt werden. Die Verwendung von parallel geschalteten Reaktionszonen erlaubt insbesondere deren Austausch bzw. Ergänzung bei laufendem kontinuierlichen Gesamtbetrieb des Verfahrens.
Parallele und hintereinander geschaltete Reaktionszonen können insbesondere auch miteinander kombiniert sein. Besonders bevorzugt weist das erfindungsgemäße Verfahren aber ausschließlich hintereinander geschaltete Reaktionszonen auf.
Die im erfϊndungsgemäßen Verfahren bevorzugt verwendeten Reaktoren können aus einfachen Behältern mit einer oder mehreren Reaktionszonen bestehen, wie sie z.B. in Ulimanns Encyclopedia of Industrial Chemistry (Fifth, Completely Revised Edition, VoI B4, Seite 95-104, Seite 210-216) beschrieben werden, wobei jeweils zwischen den einzelnen Reaktionszonen und/oder Wärmeaustauschzonen Wärmeisolationszonen zusätzlich vorgesehen sein können.
In einer alternativen Ausführungsform des Verfahrens befindet sich also zwischen einer Reaktionszone und einer Wärmeaustauschzone mindestens eine Wärmeisolationszone. Bevorzugt befindet sich um jede Reaktionszone eine Wärmeisolationszone.
Die Katalysatoren bzw. die Festbetten daraus werden in an sich bekannter Weise auf oder zwischen gas- und fiüssigkeitsdurchiässigen Wandungen, umfassend die Reaktionszone des Reaktors, angebracht. Insbesondere bei dünnen Festbetten können in Strömungsrichtung vor den Katalysatorbetten technische Vorrichtungen zur gleichmäßigen Gas- und/oder Flüssigkeitsverteilung angebracht werden. Dies können Lochplatten, Glockenböden, Ventilböden oder andere Einbauten sein, die durch Erzeugung eines geringen, aber gleichmäßigen Druckverlusts einen gleichförmigen Eintritt des Prozessgases und/oder der flüssigen Phase in das Festbett bewirken. In einer bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt die Eingangstemperatur der in die erste Reaktionszone eintretenden flüssige Phase von 10 bis 140°C, bevorzugt von 50 bis 1300C, besonders bevorzugt von 90 bis 1200C.
Wesentlich ist die Temperatur der flüssigen Phase, da diese, gemessen an dem Prozessgas, eine um Größenordnungen höhere Wärmekapazität aufweist, so dass diese das gegebenenfalls wärmere oder kältere Prozessgas in der Reaktionszone in kurzer Zeit auf annähernd die gleiche Temperatur einstellt. Besonders bevorzugt hat aber das Prozessgas bei Eintritt in die jeweilige Reaktionszone ebenfalls die vorgenannte Temperatur.
In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt der absolute Druck am Eingang der ersten Reaktionszone mehr als 5 bar, bevorzugt zwischen 20 und 200 bar, besonders bevorzugt zwischen 30 und 150 bar.
In noch einer weiteren bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens beträgt die Verweilzeit des Prozessgases und der flüssigen Phase in allen Reaktionszonen zusammen zwischen 1 und 50 s, bevorzugt zwischen 2 und 30 s, besonders bevorzugt zwischen 5 und 15 s.
Die flüssige Phase und das Prozessgas werden bevorzugt nur vor der ersten Reaktionszone zugeführt. Dies hat den Vorteil, dass die gesamte flüssige Phase für die Aufnahme und Abfuhr der Reaktionswärme in allen Reaktionszonen genutzt werden kann. Außerdem kann durch eine solche Verfahrensweise die Raum-Zeit-Ausbeute gesteigert werden, bzw. die notwendige Katalysatormasse verringert werden. Es ist aber auch möglich vor einer oder mehreren der nach der ersten Reaktionszone folgenden Reaktionszonen nach Bedarf flüssige Phase umfassend Dinitrotoluol, bevorzugt reines flüssiges Dinitrotoluol, einzudosieren. Über die Zufuhr von flüssiger Phase zwischen den Reaktionszonen kann zusätzlich die Temperatur des Umsatzes gesteuert werden.
In einer bevorzugten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens werden die flüssige Phase und das Prozessgas nach mindestens einer der verwendeten Reaktionszonen, besonders bevorzugt nach jeder Reaktionszone, abgekühlt.
Dazu leitet man die flüssige Phase und das Prozessgas nach Austritt aus einer Reaktionszone durch eine oder mehrere der oben genannten Wärmeaustauschzonen, die sich hinter den jeweiligen Reaktionszonen befinden. Diese können als Wärmeaustauschzonen in Form der dem Fachmann bekannten Wärmetauscher, wie z.B. Rohrbündel-, Platten-, Ringnut-, Spiral-, Rippenrohr- und/oder mikrostrukturierte Wärmetauscher ausgeführt sein. Bevorzugt sind die Wärmetauscher mikrostrukturierte Wärmetauscher.
Mikrostrukturiert bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung, dass der Wärmetauscher zum Zweck der Wärmeübertragung Fluid-führende Kanäle umfasst, die dadurch gekennzeichnet sind, dass sie einen hydraulischen Durchmesser zwischen 50 μm und 5 mm aufweisen. Der hydraulische Durchmesser berechnet sich aus dem Vierfachen der durchströmten Querschnittsfläche des Fluid-führenden Kanals dividiert durch den Umfang des Kanals.
In einer besonderen Ausführungsform des Verfahrens wird beim Abkühlen der flüssigen Phase und des Prozessgases in den Wärmeaustauschzonen durch den Wärmetauscher Dampf erzeugt.
Innerhalb dieser besonderen Ausführungsform ist es bevorzugt in den Wärmetauschern, die die Wärmeaustauschzonen beinhalten, auf der Seite des Kühlmediums eine Verdampfung, bevorzugt Teilverdampfung auszuführen.
Teilverdampfung bezeichnet im Zusammenhang mit der vorliegenden Erfindung eine Verdampfung, bei der ein Gas-/Flüssigkeitsgemisch eines Stoffes als Kühlmedium verwendet wird und bei der auch nach Wärmeübergang in dem Wärmetauscher noch ein Gas-ZFlüssigkeitsgemisch eines Stoffes vorliegt.
Das Ausführen einer Verdampfung ist besonders vorteilhaft, weil hierdurch die erzielbaren Wärmedurchgangskoeffizienten von/zu Prozessgasen und flüssiger Phase auf/von Kühl- /Heizmedien besonders hoch werden und somit eine effiziente Kühlung erreicht werden kann.
Das Ausführen einer Teilverdampfung ist besonders vorteilhaft, weil die Aufnahme / Abgabe von Wärme durch das Kühlmedium hierdurch nicht mehr in einer Temperaturänderung des Kühlmediums resultiert, sondern lediglich das Gas-ZFlüssig-Gleichgewicht verschoben wird. Das hat zur Folge, dass über die gesamte Wärmeaustauschzone die flüssige Phase und das Prozessgas gegenüber einer konstanten Temperatur gekühlt werden. Dies wiederum verhindert sicher das Auftreten von radialen Temperaturprofϊlen in der Strömung der flüssigen Phase und/oder Prozessgase, wodurch die Kontrolle über die Reaktionstemperaturen in den Reaktionszonen verbessert wird und insbesondere das Ausbilden von lokalen Überhitzungen durch radiale Temperaturprofϊle verhindert wird.
In einer alternativen Ausführungsform kann anstelle einer Verdampfung/Teilverdampfung auch eine Mischzone vor dem Eingang einer Reaktionszone vorgesehen werden, um die gegebenenfalls bei der Abkühlung entstehenden radialen Temperaturprofϊle in der Strömung der flüssigen Phase und/oder Prozessgase durch Vermischung quer zur hauptsächlichen Strömungsrichtung zu vereinheitlichen.
m einer bevorzugten Ausführungsform des Verfahrens werden die nacheinander geschalteten Reaktionszonen bei von Reaktionszone zu Reaktionszone steigender oder sinkender Durchschnittstemperatur betrieben. Dies bedeutet, dass man innerhalb einer Folge von Reaktionszonen die Temperatur von Reaktionszone zu Reaktionszone sowohl ansteigen als auch absinken lassen kann. Dies kann beispielsweise über die Steuerung der zwischen die Reaktionszone geschalteten Wärmeaustauschzonen eingestellt werden. Weitere Möglichkeiten der Einstellung der Durchschnittstemperatur werden im Folgenden beschrieben.
Die Dicke der durchströmten Reaktionszonen kann gleich oder verschieden gewählt werden und ergibt sich nach dem Fachmann allgemein bekannten Gesetzmäßigkeiten aus der oben beschriebenen Verweilzeit und den jeweils im Verfahren durchgesetzten Mengen an flüssiger Phase und Prozessgas.
Die erfindungsgemäß mit dem Verfahren durchsetzbaren Massenströme an flüssiger Phase umfassend das Verfahrensprodukt (Diamintoluol), aus denen sich auch die einzusetzenden Mengen an Dinitrotoluol ergeben, liegen üblicherweise zwischen 0,01 und 45 t/h, bevorzugt zwischen 0,1 und 40 t/h, besonders bevorzugt zwischen 1 und 35 t/h.
Die maximale Austrittstemperatur der flüssigen Phase und/oder Prozessgase aus den Reaktionszonen liegt üblicherweise in einem Bereich von 1200C bis 2200C, bevorzugt von 1300C bis 2000C, besonders bevorzugt von 1400C bis 1800C. Die Steuerung der Temperatur in den Reaktionszonen erfolgt bevorzugt durch mindestens eine der folgenden Maßnahmen: Dimensionierung der adiabaten Reaktionszone, Steuerung der Wärmeabfuhr zwischen den Reaktionszonen, Zusatz von flüssiger Phase zwischen den Reaktionszonen, molares Verhältnis der Edukte / Überschuss an verwendetem Wasserstoff, Zusatz von Inertgasen, insbesondere Stickstoff, Kohlendioxid, vor und/oder zwischen den Reaktionszonen.
Die Zusammensetzung der Katalysatoren in den erfindungsgemäßen Reaktionszonen kann gleich oder verschieden sein. In einer bevorzugten Ausführungsform werden in jeder Reaktionszone die gleichen Katalysatoren verwendet. Man kann aber auch vorteilhaft verschiedene Katalysatoren in den einzelnen Reaktionszonen verwenden. So kann insbesondere in der ersten Reaktionszone, wenn die Konzentration der Reaktionsedukte noch hoch ist, ein weniger aktiver Katalysator verwendet werden und in den weiteren Reaktionszonen die Aktivität des Katalysators von Reaktionszone zu Reaktionszone gesteigert werden. Die Steuerung der Katalysatoraktivität kann auch durch Verdünnung mit Inertmaterialien bzw. Trägermaterial erfolgen. Ebenfalls vorteilhaft ist die Verwendung eines Katalysators insbesondere in der ersten und/oder zweiten Reaktionszone, der besonders stabil gegen eine Desaktivierung bei den Temperaturen des Verfahrens in diesen Reaktionszonen ist.
Mit dem erfϊndungsgemäßen Verfahren können pro 1 kg Katalysator 0,1 kg/h bis 50 kg/h, bevorzugt 1 kg/h bis 20 kg/h, besonders bevorzugt 2 kg/h bis 10 kg/h Diamintoluol hergestellt werden. Das erfindungsgemäße Verfahren zeichnet sich somit durch hohe Raum-Zeit-Ausbeuten aus, verbunden mit einer Verringerung der Apparategrößen sowie einer Vereinfachung der Apparaturen bzw. Reaktoren. Diese überraschend hohe Raum-Zeit-Ausbeute wird durch das Zusammenspiel der erfindungsgemäßen und bevorzugten Ausfuhrungsformen des neuen Verfahrens ermöglicht. Insbesondere das Zusammenspiel von gestaffelten, adiabaten Reaktionszonen mit dazwischen befindlichen Wärmeaustauschzonen und den definierten Verweilzeiten ermöglicht eine genaue Steuerung des Verfahrens und die daraus resultierenden hohen Raum-Zeit-Ausbeuten, sowie eine Verringerung des Risikos an explosionsgefährlichen Betriebszuständen und eine Vereinfachung des Verfahrens, da keine Katalysatorabtrennung und -rückführung erforderlich sind.
Die vorliegende Erfindung wird anhand der Abbildungen erläutert, ohne sie jedoch hierauf zu beschränken.
Fig. 1 zeigt Reaktortemperatur (T), Umsatz von Dinitrotoluol (U) und Selektivität zur Herstellung von Diamintoluol (Y) über einer Anzahl von 24 Reaktionszonen (S) mit nachgeschalteten Wärmeaustauschzonen (gemäß Beispiel 1).
Die vorliegende Erfindung wird weiterhin anhand des nachfolgenden Beispiels 1 näher erläutert, ohne sie hierauf zu beschränken.
Beispiele
Beispiel 1:
In diesem Beispiel strömen eine flüssige Phase, bestehend aus Dinitrotoluol, und ein Prozessgas, bestehend aus Wasserstoff, über ein erstes von insgesamt 24 Katalysatorfestbetten aus einem auf Aluminiumoxid geträgerten Nickel/Palladium-Katalysator. Das Verfahren umfasst also 24 Reaktionszonen.
Jeweils nach einer Reaktionszone befindet sich eine Wärmeaustauschzone, in der das Prozessgas und die flüssige Phase zugleich gekühlt werden, bevor sie in die nächste Reaktionszone eintreten.
Der gesamte Eduktstrom, bestehend aus flüssiger Phase und Prozessgas wird so eingestellt, dass 6,6 mol.-% Dinitrotoluol und 93,4 mol.-% Wasserstoff zugeführt werden.
Der absolute Eingangsdruck des Prozessgases und der flüssigen Phase direkt vor der ersten Reaktionszone beträgt 45 bar. Die Länge der Katalysatorfestbetten, also der Reaktionszonen, beträgt zwischen 0,1 m und 0,3 m. Die genauen Längen gibt Tabelle 1 wieder.
Tabelle 1: Länge der Reaktionszonen gemäß Beispiel 1
Figure imgf000014_0001
Die Aktivität des verwendeten Katalysators ist über die Reaktionszonen zu verschiedenen Werten gemäß Tabelle 2, bezogen auf die Aktivität des Katalysators in der letzten Reaktionszone, durch Verdünnung mit reinem Aluminiumoxid eingestellt. Es erfolgt keine Zudosierung von flüssiger Phase umfassend Dinitrotoluol vor den einzelnen Reaktionszonen. Die Verweilzeit in der Anlage insgesamt beträgt 10,5 Sekunden.
Tabelle 2: Aktivität des Katalysators in den Reaktionszonen gemäß Beispiel 1
Figure imgf000015_0001
Die Ergebnisse sind in Fig.l gezeigt. Hierbei sind auf der x-Achse die einzelnen Reaktionszonen aufgeführt, so dass ein räumlicher Verlauf der Entwicklungen im Verfahren sichtbar wird. Auf der linken y-Achse ist die Temperatur der flüssigen Phase angegeben, die im Wesentlichen identisch zu jener der Prozessgase ist. Der Temperaturverlauf (T) über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke, durchgezogene Linie dargestellt. Auf der rechten y-Achse ist der Umsatz (U) an Dinitrotoluol, sowie die Selektivität (Y) von Diamintoluol angegeben. Der Verlauf des Umsatzes (U) über die einzelnen Reaktionszonen hinweg ist als dicke gestrichelte Linie dargestellt; der Verlauf der Selektivität (Y) als dünne durchgezogene Linie.
Man erkennt, dass die Eingangstemperatur der flüssigen Phase vor der ersten Reaktionszone etwa 1100C beträgt. Durch die exotherme Reaktion zu Diamintoluol unter adiabaten Bedingungen steigt die Temperatur in der ersten Reaktionszone auf etwa 1600C, bevor das Prozessgas und die flüssige
PhdSc ui der iiächgeschalteten icaustauschzonε wieder abgekühlt werden. Die Abfolge aus
Erwärmung und Kühlung setzt sich im Wesentlichen identisch bis zur letzten Reaktionszone weiter fort.
Es wird ein Umsatz an Dinitrotoluol von 100 % erhalten. Die Selektivität bzgl. Diamintoluol wird zu 98,4 mol-% erhalten. Die erzielte Raum-Zeit-Ausbeute, bezogen auf die eingesetzte Masse Katalysator, beträgt 5,1 kg D.ammtoiuoi /kgκ_th. Es konnte also gezeigt werden, dass durch die sehr eng gestaffelte Temperaturkontrolle mittels des erfindungsgemäßen Verfahrens der Umsatz von reinem Dinitrotoluol mit reinem Wasserstoff im Sinne einer mehrphasigen Hydrierung in Gegenwart eines heterogenen Katalysators sicher betrieben werden kann und dass hierbei sehr vorteilhafte Umsätze und Selektivitäten, wie auch eine sehr vorteilhafte Raum-Zeit-Ausbeute erzielt werden kann.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur Herstellung von Diamintoluol aus Dinitrotoluol befindlich in einer flüssigen Phase, und Wasserstoff befindlich in einem Prozessgas, in Gegenwart von heterogenen Katalysatoren, dadurch gekennzeichnet, dass es in 5 bis 50 hintereinander geschalteten Reaktionszonen, in denen die heterogenen Katalysatoren vorliegen, unter adiabaten
Bedingungen ausgeführt wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass der Umsatz in 10 bis 40, bevorzugt 15 bis 30 hintereinander geschalteten Reaktionszonen geschieht.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder Anspruch 2, dadurch gekennzeichnet, dass die Eingangstemperatur der in die erste Reaktionszone eintretenden flüssige Phase von 10 bis
1400C, bevorzugt von 50 bis 1300C, besonders bevorzugt von 90 bis 1200C beträgt.
4. Verfahren nach Anspruch 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass der absolute Druck am Eingang der ersten Reaktionszone mehr als 5 bar, bevorzugt zwischen 20 und 200 bar, besonders bevorzugt zwischen 30 und 150 bar beträgt.
5. Verfahren nach einem der vorigen Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Verweilzeit des Prozessgases und der flüssigen Phase in allen Reaktionszonen zusammen zwischen 1 und 50 s, bevorzugt zwischen 2 und 30 s, besonders bevorzugt zwischen 5 und 15 s beträgt.
6. Verfahren nach einem der vorigen Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass die Katalysatoren in Festbettanordnung vorliegen.
7. Verfahren nach den Ansprüchen 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass die Katalysatoren in Schüttungen von Partikeln mit mittleren Partikelgrößen von 1 bis 10 mm, bevorzugt 1,5 bis 8 mm, besonders bevorzugt von 2 bis 6 mm vorliegen.
8. Verfahren nach einem der vorigen Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass sich nach mindestens einer Rεaktionszone wenigstens eine Wärrnεaustauschzonε befindet, durch die das Prozessgas und die flüssige Phase geleitet werden.
9. Verfahren nach Anspruch 8, dadurch gekennzeichnet, dass sich nach jeder Reaktionszone wenigstens eine, bevorzugt eine Wärmeaustauschzone befindet, durch die das Prozessgas und die flüssige Phase geleitet werden.
10. Verfahren nach einem der vorigen Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, dass sich zwischen einer Reaktionszone und einer Wärmeaustauschzone mindestens eine Wärmeisolationszone befindet.
11. Verfahren nach Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, dass sich um jede Reaktionszone eine Wärmeisolationszone befindet.
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