WO2024053937A1 - 네오펜틸 글리콜의 제조 방법 - Google Patents

네오펜틸 글리콜의 제조 방법 Download PDF

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WO2024053937A1
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WO
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stream
neopentyl glycol
hydrogen
reaction product
heat exchanger
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PCT/KR2023/013050
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English (en)
French (fr)
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김성균
이성규
하나로
조승식
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주식회사 엘지화학
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    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/132—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group
    • C07C29/136—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH
    • C07C29/14—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of an oxygen containing functional group of >C=O containing groups, e.g. —COOH of a —CHO group
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
    • C07C29/74—Separation; Purification; Use of additives, e.g. for stabilisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C31/00—Saturated compounds having hydroxy or O-metal groups bound to acyclic carbon atoms
    • C07C31/18—Polyhydroxylic acyclic alcohols
    • C07C31/20—Dihydroxylic alcohols

Definitions

  • the present invention relates to a method for producing neopentyl glycol, and more specifically, to a method for stably performing heat control in a hydrogenation reaction.
  • Neopentyl glycol can generally be produced by aldol condensation of isobutyraldehyde and formaldehyde in the presence of a catalyst to form hydroxypialdehyde, and then performing a hydrogenation reaction on the hydroxypialdehyde.
  • the problem to be solved by the present invention is to obtain high purity neopentyl glycol with a high recovery rate, while more stably reducing the temperature increased by the hydrogenation reaction, in order to solve the problems mentioned in the background technology of the above invention.
  • the aim is to provide a method for producing neopentyl glycol.
  • a feed stream containing hydroxypialdehyde and a hydrogen supply stream are supplied to a first hydrogenation reactor to perform a hydrogenation reaction to produce a first reaction containing neopentyl glycol.
  • Obtaining a product feeding the first reaction product to a flash drum to obtain an overhead stream comprising hydrogen and a first degassed solution stream from which the hydrogen has been degassed, the overhead stream of the flash drum being subjected to a second hydrogenation process.
  • supplying to a reactor supplying the first degassing solution stream to a first heat exchanger to reduce the temperature, circulating a portion of the reduced temperature of the first degassing solution stream to the first hydrogenation reactor as a first branch stream, and circulating the remainder to the first hydrogenation reactor.
  • Supplying a second branch stream to the second hydrogenation reactor performing a hydrogenation reaction of hydrogen contained in the upper discharge stream of the flash drum and hydroxypialdehyde contained in the second branch stream in the second hydrogenation reactor to produce Neo.
  • a method for producing neopentyl glycol including obtaining a second reaction product containing pentyl glycol, and introducing the second reaction product into a neopentyl glycol purification process to obtain neopentyl glycol.
  • the first reaction product from which gaseous hydrogen is separated by a flash drum is supplied to the first heat exchanger, thereby improving heat exchange efficiency compared to the case where a separate cooler is provided in front of the flash drum. can increase.
  • temperature control in the first heat exchanger is performed stably. It can be.
  • the degassing solution from which the gaseous hydrogen is pre-separated is introduced into the first heat exchanger, thereby improving the heat exchange efficiency in the first heat exchanger and providing stable heat removal. It can be done.
  • energy can be used more efficiently by exchanging waste heat from the first heat exchanger with low-temperature steam or with the lower discharge stream of the aldol purification tower performed in the aldol purification process.
  • Figure 1 is a process flow diagram showing the hydrogenation reaction in the method for producing neopentyl glycol according to an embodiment of the present invention.
  • Figure 2 is a process flow diagram showing the hydrogenation reaction in the method for producing neopentyl glycol according to a comparative example of the present invention.
  • the term 'stream' may refer to the flow of fluid within a process, or may also refer to the fluid itself flowing within a pipe. Specifically, the 'stream' may refer to both the fluid itself and the flow of the fluid flowing within the pipes connecting each device.
  • the fluid may mean one or more of gas and liquid, and the case where the fluid contains a solid component is not excluded.
  • the 'lower part' of the device refers to the bottom from the top of the device, unless otherwise specified. It means a point of 95% to 100% height, and may specifically mean the lowest point (bottom of the tower).
  • the 'top' of the device refers to a point 0% to 5% in height from the top of the device to the bottom, unless otherwise specified, and may specifically mean the top (top).
  • the operating temperature of the devices may refer to the lower temperature of the devices, unless otherwise specified.
  • the operating pressure of the device may refer to the upper pressure of the device, unless otherwise specified.
  • supplying a feed stream containing hydroxypialdehyde and a hydrogen feed stream to a first hydrogenation reactor and performing a hydrogenation reaction to obtain a first reaction product containing neopentyl glycol, the first reaction product comprising: 1 feeding the reaction product to a flash drum to obtain a top discharge stream containing hydrogen and a first degassed solution stream from which the hydrogen has been degassed, feeding the top discharge stream of the flash drum to a second hydrogenation reactor, supplying a first degassed solution stream to a first heat exchanger to reduce the temperature, circulating a portion of the degassed first degassed solution stream to the first hydrogenation reactor as a first branch stream, and the remainder as a second branch stream to the second degassed solution stream.
  • a method for producing neopentyl glycol includes obtaining a reaction product, and introducing the second reaction product into a neopentyl glycol purification process to obtain neopentyl glycol.
  • the method for producing neopentyl glycol involves supplying a feed stream containing hydroxypialdehyde and a hydrogen feed stream containing hydrogen to a first hydrogenation reactor and performing a hydrogenation reaction to produce neopentyl glycol. It may include obtaining a first reaction product containing.
  • the feed stream containing the hydroxypialdehyde is an aldol reaction process to obtain a condensation reaction product through an aldol condensation reaction of an aqueous formaldehyde solution and isobutyraldehyde in the presence of a catalyst, the condensation An aldol extraction process of contacting the reaction product with an extractant to obtain an extract and a raffinate liquid, a saponification reaction process of reducing the raffinate liquid with a catalyst, and distilling the catalyst and the extract liquid to feed a fraction containing hydroxypialdehyde. It can be obtained from a feed stream manufacturing process performed including an aldol purification process for separation as a stream.
  • the feed stream production process may be a series of processes performed to produce a feed stream for supply to the first hydrogenation reactor.
  • the feed stream production process may be performed including an aldol reaction process, an aldol extraction process, a saponification reaction process, and an aldol purification process.
  • the aldol condensation reaction temperature may be 70°C to 100°C and the aldol condensation reaction time may be 0.1 hour to 3 hours.
  • an aldol condensation reaction occurs between formaldehyde (FA) aqueous solution and isobutylaldehyde (IBAL) in the presence of a catalyst, producing catalyst salt and hydroxypivaldehyde (HPA). It can be.
  • formalin may be used as the formaldehyde aqueous solution, and in this case, using a formaldehyde concentration of 35 to 45% by weight may be effective in terms of reducing wastewater.
  • This aqueous formaldehyde solution may contain 40 to 64 wt% of water, more specifically 45 to 55 wt% of water, based on the total weight of the formaldehyde aqueous solution, and may include methanol to prevent polymerization of formaldehyde.
  • the content of methanol may be 0.1 to 15% by weight, more specifically 0.1 to 5% by weight, based on the total weight of the formaldehyde aqueous solution.
  • the catalyst may be an amine-based compound. Specifically, tertiary amine compounds such as trialkylamine, trimethylamine, triethylamine, tripropylamine, triisopropylamine, and tributylamine may be suitable. More specifically, the catalyst may include triethyl amine (TEA). In the present invention, TEA can be used as a catalyst because it has the highest efficiency in the aldol condensation reaction.
  • TEA triethyl amine
  • the catalyst salt may be produced by reacting formic acid generated from a Cannizzaro side reaction occurring in an aldol condensation reaction with a catalyst.
  • HPNE HydroxyPivalic acid-Neopentylglycol Ester
  • an aldol extraction process can be performed by contacting the condensation reaction product with an extractant to obtain a catalyst, unreacted IBAL, an organic phase extract containing the extractant and HPA, and a liquid raffinate containing the catalyst salt. You can.
  • the unreacted IBAL may be IBAL that failed to undergo an aldol condensation reaction in the aldol reaction process.
  • the catalyst salt may exist in a dissociated state in water, and the water may be derived from an aqueous formic acid solution.
  • the extractant may be aliphatic alcohols, and preferably may include 2-EthylHexanol (2-EH). Since HPA contained in the condensation reaction product is soluble in the 2-EH, it can be preferably used in an aldol extraction process using an extraction device according to the liquid-liquid contact method.
  • the operating temperature of one or more aldol extraction towers performed in the aldol extraction process may be 40°C to 90°C.
  • a saponification reaction process may be performed in which the raffinate solution containing the catalyst salt is saponified and the catalyst salt is reduced to a catalyst.
  • a saponification reaction may be performed by reacting the catalyst salt with an inorganic strong base such as sodium hydroxide (NaOH), which is separately added.
  • NaOH sodium hydroxide
  • the aldol purification process may be a process of distilling the reduced catalyst obtained from the saponification reaction process and the extract separated from the aldol extraction process to separate unreacted IBAL and catalyst, and HPA and extractant.
  • the separated unreacted IBAL and catalyst can be recycled to the aldol reaction process and reused as raw materials for the aldol condensation reaction.
  • the HPA and extractant separated from the unreacted IBAL and catalyst may be supplied to the first hydrogenation reactor 100 as the feed stream 1 of the present invention.
  • the aldol purification process may be performed by one or two or more aldol purification towers.
  • the aldol purification process is performed by one aldol purification tower, unreacted IBAL and catalyst can be separated from the top of the first aldol purification tower, and HPA and extractant can be separated from the bottom.
  • the aldol purification process is performed in two or more aldol purification towers, it can be performed through one or more aldol purification towers that separate unreacted IBAL to the top and one or more aldol purification towers that separate the catalyst to the top.
  • a stream containing HPA or extractant may be separated and discharged from the bottom of the two or more aldol purification towers, which is supplied to the first hydrogenation reactor 100 as the feed stream 1 of the present invention as described above. It can be.
  • the streams supplied to the first hydrogenation reactor 100 may be the feed stream 1 and the hydrogen supply stream 3.
  • the hydrogen supply stream 3 may include compressed hydrogen, and the compressed hydrogen may be hydrogen in which fresh hydrogen introduced through the hydrogen input stream 2 has been compressed through the compressor 60. there is.
  • a hydrogenation reaction of HPA contained in the feed stream 1 and compressed hydrogen contained in the hydrogen supply stream 3 may be performed to produce neopentyl glycol (NPG). there is.
  • the hydrogenation reaction may be performed in the presence of a hydrogenation reaction catalyst.
  • a copper-based catalyst or a nickel catalyst may be used as the hydrogenation reaction catalyst.
  • the sum of x and y is preferably 20 to 50 (% by weight), or 30 to 50 (% by weight) based on the total sum of x, y and z (100% by weight), and within this range, the hydrogenation reaction catalyst It has excellent performance and long lifespan.
  • the hydrogenation reaction is basically an exothermic reaction
  • by-products such as trimethylpentanediol (2,2,4-trimethyl-1,3-pentanediol; TMPD), are generated due to side reactions due to temperature rise, which may lower the conversion rate to NPG to be obtained in the present invention. . Therefore, it is necessary to perform heat removal to reduce the temperature increased due to the hydrogenation reaction.
  • the operating temperature of the first hydrogenation reactor 100 may be 100°C to 200°C, specifically 130°C to 180°C, and 150°C to 170°C, and the operating pressure may be 20 kg/cm 2 to 50 kg/cm 2 , specifically, it may be 30 kg/cm 2 to 45 kg/cm 2 , 35 kg/cm 2 to 45 kg/cm 2 .
  • a first reaction product containing NPG can be obtained.
  • the first reaction product may also include unreacted hydrogen during the hydrogenation reaction.
  • the fraction of hydrogen in the first hydrogenation reactor 100 is high depending on the operation status of the process, the fraction of hydrogen contained in the first reaction product may also increase, and in this way, the fraction of hydrogen in the first reaction product may also increase.
  • the hydrogen may exist not only as liquid hydrogen but also as gaseous hydrogen.
  • the method for producing neopentyl glycol supplies the first reaction product as a first hydrogenation reactor discharge stream 110 to the flash drum 300 to produce a top discharge stream containing hydrogen. (320) and obtaining a first degassed solution stream (310) from which the hydrogen has been degassed.
  • the first reaction product may be distilled in the flash drum 300 and separated into an upper fraction of the flash drum containing gaseous components and a lower fraction of the flash drum containing the first degassing solution.
  • the gaseous component may specifically include gaseous hydrogen.
  • the first degassing solution may be a remainder in which the gaseous components are removed from the first reaction product, and may specifically include liquid hydrogen, unreacted HPA, and NPG.
  • the operating temperature of the flash drum 300 may be 100°C to 200°C, specifically 130°C to 180°C, and 150°C to 170°C.
  • the operating pressure of the flash drum 300 may be 20 kg/cm 2 to 60 kg/cm 2 , specifically 25 kg/cm 2 to 55 kg/cm 2 , 20 kg/cm 2 to 40 kg/cm 2 .
  • the method for producing neopentyl glycol includes supplying the top discharge stream 320 of the flash drum to the second hydrogenation reactor 200 and the first degassing solution stream 310. It may include supplying to the first heat exchanger 10 to reduce the temperature.
  • the gaseous upper fraction of the flash drum 300 is supplied to the second hydrogenation reactor 200 as a flash drum top discharge stream 320, and the liquid lower fraction of the flash drum 300 is supplied to the first degassing stream. It can be supplied to the first heat exchanger 10 as a solution stream 310.
  • the content of liquid hydrogen in the first degassing solution stream 310 may be 30 ppm or less, 25 ppm or less, or 20 ppm or less.
  • the temperature of the first degassed solution stream 310 may be reduced by supplying it to the first heat exchanger 10.
  • the heat exchange efficiency of the first heat exchanger 10 can increase.
  • the logarithmic mean temperature difference in the heat exchanger is high due to the relatively high content of light components in the stream with a high hydrogen fraction. ; LMTD) may decrease, and as a result, the performance of the heat exchanger may decrease, making heat removal difficult.
  • the first degassed solution stream 310 from which gaseous hydrogen has been degassed is reduced by the flash drum 300, so heat removal can be performed stably.
  • the heat removal needs to be performed.
  • the heat removal may be performed in the heat exchanger of the present invention, and the temperature raised due to the exothermic reaction may be reduced to within an optimal temperature range.
  • the first degassing solution stream 310 is a relatively high temperature stream, and when cooled in the first heat exchanger 10, energy can be used more efficiently by reusing waste heat.
  • the first heat exchanger 10 may be a steam generator, and heat can be stably recovered through the steam generator.
  • the first degassing solution stream 310 can be used to produce low-pressure steam by exchanging heat with low-temperature steam through the first heat exchanger 10, which is a steam generator.
  • the first degassed solution stream 310 is heat exchanged with the lower discharge stream of the aldol purification tower in which the aldol purification process is performed, and a portion of the lower discharge stream of the aldol purification tower is refluxed to the aldol purification tower, It can be used to increase the temperature of the aldol purification tower.
  • the first heat exchanger 10 may be a reboiler of one or more aldol purification towers in which the aldol purification process is performed.
  • a heat exchanger is not provided downstream of the flash drum 300, but a heat exchanger is provided at the front of the flash drum 300, that is, downstream of the first hydrogenation reactor 100.
  • a cooler can be used as the heat exchanger.
  • a cooler since a cooler is used as the heat exchanger, it may not be possible to reuse waste heat from the cooler.
  • a part of the reduced temperature of the first degassed solution stream is circulated to the first hydrogenation reactor as a first branch stream, and the remainder is circulated to the second hydrogenation reactor as a second branch stream. It may include a supply step.
  • first degassed solution stream 310 whose temperature has been stably reduced in the first heat exchanger 10
  • first branch stream 11 a part of the first degassed solution stream 310, whose temperature has been stably reduced in the first heat exchanger 10
  • second branch stream 12 a part of the second branch stream 12
  • the first branch stream 11 may be circulated to the first hydrogenation reactor and the second branch stream 12 may be introduced into the second hydrogenation reactor 200.
  • the mass flow rate ratio of the flow rate of the first branch stream 11 and the flow rate of the second branch stream 12 may be 3:1 to 7:1, specifically, 4:1 to 6:1.
  • the two streams branched through the first heat exchanger 10, that is, the first branch stream 11 and the second branch stream 12 are each supplied to the first hydrogenation reactor ( 100) and can be supplied to the second hydrogenation reactor (200).
  • the temperature raised due to the hydrogenation reaction within the process can be stably reduced in the heat exchanger.
  • the mass flow rate is less than 3:1
  • the flow rate of the second branch stream 12 is relatively high, so that the temperature during hydrogenation reaction in the second hydrogenation reactor 200 to which the second branch stream 12 is supplied is supplied. may increase excessively, making temperature reduction in the fourth heat exchanger 40 difficult.
  • the mass flow rate exceeds 7:1
  • the flow rate of the first branch stream 11 increases excessively, and after the hydrogenation reaction in the first hydrogenation reactor 100, the gas phase and the liquid phase are separated in the flash drum 300. and lowering the temperature in the first heat exchanger 10, excessive energy may be used.
  • the temperature of the first branch stream 11 may be 110°C to 140°C. Specifically, the temperature of the first branch stream 11 may be 120°C to 135°C or 125°C to 135°C.
  • the first branch stream 11 is supplied to the first hydrogenation reactor 100 through the second heat exchanger 20 at a temperature within the above range, so that even if the temperature increases due to the hydrogenation reaction, the first hydrogenation is performed again in a reduced state. Since it is introduced into the reactor 100, the temperature of the first reaction product may not increase excessively. Therefore, if the temperature cannot be lowered, accidents such as fire and explosion due to runaway reaction can be prevented from occurring.
  • the first branch stream 11 is mixed with the feed stream 1 to form a mixed stream 4, and the mixed stream 4 passes through the second heat exchanger 20 to the first hydrogenation reactor 100. ) can be supplied. Specifically, by once again reducing the temperature of the mixed stream 4 in the second heat exchanger 20, the first hydrogenation reactor bottom discharge stream 110 is excessive due to the hydrogenation reaction performed in the first hydrogenation reactor 100. It may not be discharged at a sufficiently high temperature.
  • the second branch stream 12 containing the first degassed solution stream whose temperature has been reduced by the first heat exchanger 10 passes through the third heat exchanger 30 and is again reduced in temperature to the second hydrogenation reactor ( 200).
  • the method for producing neopentyl glycol includes hydrogen contained in the top discharge stream 320 of the flash drum in the second hydrogen reactor 200 and hydrogen contained in the second branch stream 12. It may include the step of obtaining a second reaction product containing NPG by hydrogenating the HPA. At this time, the second branch stream 12 may further include NPG generated in the first hydrogenation reactor 100.
  • the operating temperature of the second hydrogenation reactor 200 may be 100°C to 200°C, specifically 130°C to 180°C, and 150°C to 170°C, and the operating pressure may be 20 kg/cm 2 to 50 kg/cm 2 , specifically, it may be 30 kg/cm 2 to 45 kg/cm 2 , 35 kg/cm 2 to 45 kg/cm 2 .
  • the operating conditions of the second hydrogen reactor 200 may be the same as the operating conditions of the first hydrogen reactor 100.
  • NPG may be additionally produced in the second hydrogenation reactor 200 by the hydrogenation reaction between the HPA and hydrogen.
  • a second reaction product containing the NPG produced in this way can be obtained, and the second reaction product is sent to the degassing unit 400 through the fourth heat exchanger 40 as the second hydrogenation reactor lower discharge stream 210. can be supplied.
  • the pressure in the degassing column of the degassing unit 400 which will be described later, can be lowered and degassing can proceed more smoothly.
  • the second reaction product is supplied to the degassing unit 400, and the second degassed solution stream 410 from which hydrogen is degassed can be introduced into the neopentyl glycol purification process.
  • the hydrogen may be hydrogen that failed to hydrogenate and react with HPA in the second hydrogenation reactor 200, and the hydrogen may be additionally degassed in the degassing unit 400.
  • Degassing progresses in the degassing unit 400 to obtain an upper discharge stream 420 of the degassing unit containing hydrogen and a second degassing solution stream 410 containing NPG.
  • the degassing unit top discharge stream 420 may be supplied to the compressor 60, and the second degassing solution stream 410 may be introduced into an NPG purification process to be described later.
  • the degassing unit 400 may include one or more degassing towers to perform degassing.
  • the second reaction product may first be degassed in the first degassing tower, and the stream discharged to the top of the first degassing tower may be degassed once more.
  • the once more degassed stream can be supplied to the first hydrogenation reactor 100 through the compressor 60.
  • some of the streams discharged through the compressor 60 may be branched, reduced in temperature through a heat exchanger, and then circulated to the front of the compressor 60. Meanwhile, the stream discharged from the bottom of the first degassing tower may also be degassed once again, and the stream from which hydrogen has been degassed may undergo an NPG purification process.
  • the method for producing neopentyl glycol may include the step of introducing the second reaction product into a neopentyl glycol purification process to obtain neopentyl glycol.
  • an NPG purification process may be performed to obtain NPG from the second degassed solution stream 410 containing NPG.
  • the second degassed solution stream 410 may further include HPNE, catalyst, and extractant.
  • the neopentyl glycol purification process of the present invention may be a process of obtaining neopentyl glycol by distilling the second degassed solution stream 410. Specifically, in the NPG purification process, the second degassed solution stream 410 is distilled to separate the catalyst, extractant, HPNE, and NPG, and the separated NPG can be obtained as the desired product.
  • HPNE separated in the NPG purification process is a by-product of NPG, the desired product, and the stream containing HPNE separated in the NPG purification process is not recovered in the NPG purification process by going through the HPNE purification process.
  • the HPNE which is a high value-added product in itself, can be recovered and used as a product.
  • HPNE and some NPG may be separated by distilling a stream containing HPNE separated in the NPG purification process. That is, since some of the NPG that was not obtained and separated in the NPG purification process can be recovered from the HPNE purification process, the NPG recovery rate can be further increased.
  • the HPNE can be used as a raw material in other processes, for example, as a main raw material for polyester synthesis and coating, so the HPNE purification process according to the present invention can improve economic efficiency in terms of raw material utilization.
  • the catalyst and extractant separated in the NPG purification process may undergo an extractant purification process.
  • an extractant purification process Through distillation performed in the extract purification process, a fraction containing the catalyst and a fraction containing the extractant can be separated.
  • the catalyst may be a small amount of catalyst that was not separated in the aldol purification process described above.
  • the catalyst in the system such as TEA, can be recovered by separating the catalyst from the extractant purification process and circulating it through the aldol purification process.
  • the extractant separated in the extractant purification process may be an unreacted extractant in the aldol extraction process, and can be recycled back to the aldol extraction process.
  • the extractant such as 2-EH
  • the extractant can be separated, recovered, and reused.
  • NPG neopentyl glycol
  • a feed stream (1) containing hydroxypialdehyde (HPA) and a hydrogen feed stream (3) containing compressed hydrogen are each supplied to the first hydrogenation reactor (100) and subjected to hydrogenation reaction to produce neopentyl glycol.
  • the first reaction product was obtained.
  • the operating temperature of the first hydrogenation reactor 100 was 160° C., and the operating pressure was 40 kg/cm 2 .
  • the fraction of hydrogen contained in the first reaction product was 17 ppm.
  • the first reaction product was supplied to the flash drum 300 to obtain a flash drum top discharge stream 320 containing hydrogen and a first degassed solution stream 310 from which the hydrogen was degassed.
  • the hydrogen content (heat exchanger inlet hydrogen fraction) contained in the first degassing solution stream 310 was 17 ppm.
  • the flash drum top discharge stream 320 was supplied to the second hydrogenation reactor 200, and the first degassed solution stream 310 was supplied to the first heat exchanger 10 to reduce the temperature to 130°C.
  • the first heat exchanger 10 was a steam generator. A part of the reduced temperature of the first degassed solution stream is circulated to the first hydrogenation reactor 100 as a first branch stream 11, and the remainder is supplied to the second hydrogenation reactor 200 as a second branch stream 12. did.
  • the first branch stream 11 is mixed with the feed stream 1 to form a mixed stream 4, and the mixed stream 4 is passed through the second heat exchanger 20 to the first hydrogenation reactor ( 100) was supplied. Meanwhile, the second branch stream 12 passed through the third heat exchanger 30 and was supplied to the second hydrogenation reactor 200 in a reduced temperature state.
  • the second reaction product was supplied to the degassing unit 400 through the fourth heat exchanger 40 as the second hydrogen reactor lower discharge stream 210. At this time, the temperature of the stream that passed through the fourth heat exchanger 40 was 40°C.
  • the second degassed solution stream 410 from which hydrogen was additionally degassed in the degassing unit 400 was introduced into the neopentyl glycol purification process to obtain neopentyl glycol.
  • Example 2 controls the reactivity in the first hydrogenation reactor compared to Example 1, so that the fraction of hydrogen contained in the first reaction product (hydrogen fraction in the first reaction product) relative to the total weight of the first reaction product is 1%. Adjusted. Additionally, the hydrogen content (heat exchanger inlet hydrogen fraction) contained in the first degassing solution stream 310 was 17 ppm.
  • NPG neopentyl glycol
  • Comparative Example 1 the discharge stream 110 from the bottom of the first hydrogenation reactor containing the first reaction product was supplied to a cooler 50 to reduce the temperature from 160° C. to 130° C., and then supplied to the flash drum 300.
  • a first degassed solution stream 310 from which gaseous hydrogen was removed was obtained from the flash drum, and a mixed stream ( NPG was manufactured in the same process flow as Example 1, except that 4) was circulated to the first hydrogenation reactor (100) through the heat exchanger (20).
  • the fraction of hydrogen contained in the first reaction product was 17 ppm. Since the first reaction product was supplied to the cooler 50, the hydrogen fraction in the heat exchanger (cooler) inlet was also 17 ppm.
  • Comparative Example 2 controls the reactivity in the first hydrogenation reactor compared to Comparative Example 1, and sets the fraction of hydrogen contained in the first reaction product (hydrogen fraction in the first reaction product) to 1% compared to the total weight of the first reaction product. Adjusted. Since the first reaction product was supplied to the cooler 50, the hydrogen fraction in the heat exchanger (cooler) inlet was also 1%.
  • Table 1 shows the hydrogen fraction, heat exchanger inlet hydrogen fraction, heat exchanger inlet vapor fraction, volume increase rate, and heat recovery amount in the first reaction product of the examples and comparative examples.
  • the heat exchanger inlet vapor fraction represents the ratio of the mass flow rate of the gaseous component contained in the stream supplied to the heat exchanger to the total mass flow rate of the stream supplied to the heat exchanger.
  • the heat exchanger may be a first heat exchanger in the example, and may be a cooler in the comparative example.
  • Example 1 17ppm 17ppm 0 - ⁇ (5.3754 Gcal/hr)
  • Example 2 One% 17ppm 0 - ⁇ (5.2604 Gcal/hr) Comparative Example 1 17ppm 17 ppm 0 - ⁇ Comparative Example 2 One% One% 0.32 4.5 ⁇ 1)
  • the heat exchanger is a first heat exchanger in the examples and a cooler in the comparative examples.
  • the embodiment is a case where the first reaction product is supplied to a flash drum to remove gaseous hydrogen and supplied to the first heat exchanger, and the vapor fraction in the stream fed into the first heat exchanger is I was able to confirm that it wasn't there. Additionally, the example confirmed that waste heat could be recovered by using a first heat exchanger (steam generator).
  • Example 1 is a case in which the fraction of hydrogen contained in the first reaction product is very small at 17 ppm. In this case, since the hydrogen exists in a liquid phase, the fraction of hydrogen in the stream fed into the heat exchanger through the flash drum is 17 ppm, which is a very small amount. 1 It was confirmed that the fraction of hydrogen contained in the reaction product was the same.
  • Example 2 the fraction of hydrogen contained in the first reaction product is 1%, which is higher than that of Example 1. In this case, when the fraction of hydrogen is relatively high, liquid and gaseous hydrogen may exist together. You can. Accordingly, by supplying the first reaction product to a flash drum to remove gaseous hydrogen, it was confirmed that there was no vapor fraction in the stream fed into the first heat exchanger. In addition, it was confirmed that the hydrogen introduced into the first heat exchanger was in a liquid state, and the fraction of hydrogen in the stream fed into the first heat exchanger was 17 ppm.
  • the first reaction product is first supplied to the cooler to reduce the temperature and then supplied to the flash drum.
  • the fraction of hydrogen in the first reaction product is very small, so the first reaction product is supplied to the cooler to reduce the temperature and then supplied to the flash drum.
  • hydrogen was not present, waste heat could not be recovered by providing a cooler to reduce the temperature of the first reaction product.
  • Comparative Example 2 is a case where the hydrogen fraction in the first reaction product is high like Example 2, and as described above, liquid and gaseous hydrogen may exist together. Since the first reaction product was supplied to the cooler, it was confirmed that the vapor fraction in the stream (first reaction product) fed into the cooler was 0.32, and the volume increase rate was 4.5.
  • the volume increase ratio is when the heat exchanger inlet hydrogen fraction is 17 ppm (Example and Comparative Example 1) and when the heat exchanger inlet hydrogen fraction is 1% relative to the volume of the stream supplied to the heat exchanger (Comparative Example 3) It represents the ratio of the volume of the stream supplied to the heat exchanger (cooler). That is, it was confirmed that in Comparative Example 2, since the gaseous fraction existed in the stream supplied to the cooler, the gaseous hydrogen increased, and the volume of the stream supplied to the cooler increased compared to Example and Comparative Example 1.

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Abstract

본 발명은 제1 수첨 반응기에서 수첨 반응하여 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻는 단계, 상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여, 수소와 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림을 얻는 단계, 상기 수소를 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제1 탈기 용액 스트림을 제1 열교환기에 공급하여 감온시키는 단계, 상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제2 분기 스트림으로서 상기 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제2 수첨 반응기에서 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제2 반응 생성물을 얻는 단계, 및 상기 제2 반응 생성물을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하는 단계를 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법을 제공한다.

Description

네오펜틸 글리콜의 제조 방법
관련출원과의 상호인용
본 출원은 2022년 09월 08일자 한국특허출원 제10-2022-0114486호 및 2023년 08월 25일자 한국특허출원 제10-2023-0111976호에 기초한 우선권의 이익을 주장하며, 해당 한국특허출원의 문헌에 개시된 모든 내용은 본 명세서의 일부로서 포함된다.
기술분야
본 발명은 네오펜틸 글리콜을 제조하는 방법에 관한 것으로, 보다 상세하게는 수첨 반응에서 제열(heat control)을 안정적으로 수행하기 위한 방법에 관한 것이다.
네오펜틸 글리콜은 일반적으로 촉매 존재 하에 아이소부틸알데하이드 및 포름알데하이드를 알돌 축합 반응시켜 하이드록시피브알데하이드를 형성하고, 상기 하이드록시피브알데하이드에 대해 수첨 반응을 진행하여 제조될 수 있다.
그러나 상기 수첨 반응은 발열 반응이기 때문에, 상기 수첨 반응이 수행되는 수첨 반응기 내부의 온도가 과도하게 증가되므로 안전상의 문제가 발생하였다. 또한, 온도 상승에 의한 부반응으로 부산물이 다량 생성되어, 수득하고자 하는 생성물인 네오펜틸 글리콜로의 전환율이 감소하는 문제가 있었다.
따라서, 상기 수첨 반응으로 인해 증가된 온도를 안정적으로 감온시킬 수 있는 공정이 도입되어야 하는 상황이다.
본 발명에서 해결하고자 하는 과제는, 상기 발명의 배경이 되는 기술에서 언급한 문제를 해결하기 위하여, 고순도의 네오펜틸 글리콜을 높은 회수율로 수득할 수 있으면서도, 수첨 반응으로 증가된 온도를 보다 안정적으로 감온시킬 수 있는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법을 제공하고자 하는 것이다.
상기의 과제를 해결하기 위한 본 발명의 일 실시예에 따르면, 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림 및 수소 공급 스트림을 제1 수첨 반응기에 공급하여 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻는 단계, 상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여, 수소를 포함하는 상부 배출 스트림과 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림을 얻는 단계, 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림을 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제1 탈기 용액 스트림을 제1 열교환기에 공급하여 감온시키는 단계, 상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제1 분기 스트림으로서 제1 수첨 반응기로 순환시키고, 나머지를 제2 분기 스트림으로서 상기 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제2 수첨 반응기에서 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림에 포함된 수소와 상기 제2 분기 스트림에 포함된 하이드록시피브알데하이드를 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제2 반응 생성물을 얻는 단계, 및 상기 제2 반응 생성물을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하는 단계를 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조방법을 제공한다.
본 발명의 네오펜틸 글리콜의 제조 방법에 따르면, 플래시 드럼에 의하여 기상의 수소가 분리된 제1 반응 생성물을 제1 열교환기에 공급함으로써, 상기 플래시 드럼 전단에 별도의 쿨러를 구비하는 경우에 비하여 열교환 효율을 증가시킬 수 있다. 이와 같이 상기 플래시 드럼을 통하여 기상의 수소를 포함하는 기상 성분을 먼저 제거함으로써, 상기 기상 성분이 제거된 탈기 용액을 제1 열교환기에 공급하였을 때, 상기 제1 열교환기에서의 온도 제어가 안정적으로 수행될 수 있다. 즉, 수첨 반응 시 발열 반응으로 인하여 증가된 온도를 감온시킴에 있어, 기상의 수소를 선분리한 탈기 용액을 제1 열교환기에 투입함으로써, 상기 제1 열교환기에서의 열교환 효율을 향상시키고 안정적인 제열을 수행할 수 있다.
나아가, 상기 제1 열교환기의 폐열을 저온의 스팀과 열교환시키거나 알돌 정제 공정에 수행되는 알돌 정제탑의 하부 배출 스트림과 열교환시킴으로써, 에너지를 더욱 효율적으로 사용할 수 있다.
도 1은 본 발명의 일 실시예에 따른 네오펜틸 글리콜의 제조방법 중 수첨 반응을 나타내는 공정 흐름도이다.
도 2는 본 발명의 비교예에 따른 네오펜틸 글리콜의 제조방법 중 수첨 반응을 나타내는 공정 흐름도이다.
본 발명의 설명 및 청구범위에서 사용된 용어나 단어는, 통상적이거나 사전적인 의미로 한정해서 해석되어서는 아니되며, 발명자는 그 자신의 발명을 가장 최선의 방법으로 설명하기 위해 용어의 개념을 적절하게 정의할 수 있다는 원칙에 입각하여, 본 발명의 기술적 사상에 부합하는 의미와 개념으로 해석되어야만 한다.
본 발명에서 용어 '스트림(stream)'은 공정 내 유체(fluid)의 흐름을 의미하는 것일 수 있고, 또한, 배관 내에서 흐르는 유체 자체를 의미하는 것일 수 있다. 구체적으로, 상기 '스트림'은 각 장치를 연결하는 배관 내에서 흐르는 유체 자체 및 유체의 흐름을 동시에 의미하는 것일 수 있다. 또한, 상기 유체는 기체(gas) 및 액체(liquid) 중 하나 이상을 의미할 수 있으며, 상기 유체에 고체 성분(solid)이 포함되어 있는 경우에 대해서 배제하는 것은 아니다.
한편, 본 발명에서 추출탑, 정제탑, 증류탑, 반응기, 플래기 드럼 및 회수탑 등의 장치에 있어서, 상기 장치의 '하부'라 함은, 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 최상부로부터 아랫쪽으로 95 % 내지 100 %의 높이의 지점을 의미하며, 구체적으로 최하단(탑저)을 의미할 수 있다. 마찬가지로, 상기 장치의 '상부'라 함은, 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 최상부로부터 아랫쪽으로 0 % 내지 5 %의 높이의 지점을 의미하며, 구체적으로 최상부(탑정)을 의미할 수 있다.
한편, 본 발명에서 추출탑, 정제탑, 증류탑, 및 회수탑 등의 장치에 있어서, 상기 장치의 운전 온도라 함은, 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 하부 온도를 나타낼 수 있다. 마찬가지로, 상기 장치의 운전 압력이라 함은 특별한 언급이 없는 한, 상기 장치의 상부 압력을 나타낼 수 있다.
이하, 본 발명에 대한 이해를 돕기 위하여 본 발명을 도 1에 참조하여 더욱 상세하게 설명한다.
본 발명의 일 실시예에 의하면, 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림 및 수소 공급 스트림을 제1 수첨 반응기에 공급하여 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻는 단계, 상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여, 수소를 포함하는 상부 배출 스트림과 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림을 얻는 단계, 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림을 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제1 탈기 용액 스트림을 제1 열교환기에 공급하여 감온시키는 단계, 상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제1 분기 스트림으로서 제1 수첨 반응기로 순환시키고, 나머지를 제2 분기 스트림으로서 상기 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계, 상기 제2 수첨 반응기에서 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림에 포함된 수소와 상기 제2 분기 스트림에 포함된 하이드록시피브알데하이드를 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제2 반응 생성물을 얻는 단계, 및 상기 제2 반응 생성물을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하는 단계를 포함하여 진행되는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법이 제공된다.
우선, 본 발명의 일 실시예에 따르는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림 및 수소를 포함하는 수소 공급 스트림을 제1 수첨 반응기에 공급하여 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻는 단계를 포함할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림은, 촉매의 존재 하에 포름알데하이드 수용액과 아이소부틸알데하이드의 알돌 축합 반응을 통해 축합 반응 생성물을 얻는 알돌 반응 공정, 상기 축합 반응 생성물을 추출제와 접촉시켜 추출액 및 추잔액을 얻는 알돌 추출 공정, 상기 추잔액을 촉매로 환원시키는 비누화 반응 공정, 및 상기 촉매 및 상기 추출액을 증류하여 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 분획을 피드 스트림으로써 분리하는 알돌 정제 공정을 포함하여 수행되는 피드 스트림 제조 공정으로부터 수득될 수 있다.
상기 피드 스트림 제조 공정은, 상기 제1 수첨 반응기에 공급하기 위한 피드 스트림을 제조하기 위하여 수행되는 일련의 공정일 수 있다. 상기 피드 스트림 제조 공정은, 알돌 반응 공정, 알돌 추출 공정, 비누화 반응 공정 및 알돌 정제 공정을 포함하여 수행될 수 있다.
구체적으로, 상기 알돌 반응 공정에서 수행되는 알돌 축합 반응에 있어, 알돌 축합 반응 온도는 70℃ 내지 100℃ 일 수 있고 상기 알돌 축합 반응 시간은 0.1시간 내지 3시간일 수 있다. 이와 같은 알돌 축합 반응 조건 내에서, 촉매 존재 하에 포름알데하이드(Formaldehyde; FA) 수용액과 아이소부틸알데하이드(Isobutylaldehyde; IBAL)의 알돌 축합 반응이 이뤄져 촉매염 및 하이드록시피브알데하이드(Hydroxypivaldehyde; HPA)가 생성될 수 있다.
여기서 상기 포름알데하이드 수용액은 포르말린을 사용할 수 있으며, 이때, 상기 포름알데하이드의 농도는 35 내지 45 중량%인 것을 사용하는 것이 폐수 저감 측면에서 효과가 좋을 수 있다. 이러한 포름알데하이드 수용액은 전체 포름알데하이드 수용액 중량에 대하여 40 내지 64 중량%, 보다 구체적으로 45 내지 55 중량%의 물을 포함할 수 있으며, 포름알데하이드의 중합을 방지하기 위해 메탄올을 포함할 수 있다. 이 경우 전체 포름알데하이드 수용액 중량에 대하여 상기 메탄올의 함량은 0.1 내지 15 중량%, 보다 구체적으로 0.1 내지 5 중량% 일 수 있다.
상기 촉매는 아민계 화합물일 수 있다. 구체적으로, 트리알킬아민, 트리메틸아민, 트리에틸아민, 트리프로필아민, 트리이소프로필아민, 트리부틸아민과 같은 3차 아민 화합물이 적합할 수 있다. 보다 구체적으로, 상기 촉매는 트리에틸아민(Triethyl amine; TEA)을 포함할 수 있다. 본 발명에서는 TEA가 알돌 축합 반응에 있어 효율이 가장 우수하므로 촉매로써 사용될 수 있다.
한편, 상기 촉매염은 알돌 축합 반응에서 발생하는 카니자로(Cannizzaro) 부반응으로부터 생성된 포름산이 촉매와 반응하여 생성된 것일 수 있다.
또한, 상기 알돌 축합 반응의 또 다른 부반응인 티센코(Tishchenko) 반응을 통해 하이드록시피발릭산-네오펜틸글리콜에스테르(HydroxyPivalic acid-Neopentylglycol Ester; HPNE)가 더 생성될 수 있다. 따라서, 상기 알돌 반응 공정에서 상기 촉매염, HPNE 및 HPA를 포함하는 축합 반응 생성물을 얻을 수 있다.
이어서, 상기 축합 반응 생성물을 추출제와 접촉시켜 알돌 추출 공정이 수행될 수 있으며, 촉매, 미반응 IBAL, 추출제와 HPA를 포함하는 유기상의 추출액, 및 촉매염을 포함하는 액상의 추잔액을 얻을 수 있다. 이때, 상기 미반응 IBAL은 알돌 반응 공정에서 알돌 축합 반응하지 못한 IBAL일 수 있다. 상기 촉매염은 물에 해리된 상태로 존재할 수 있으며, 상기 물은 포름산 수용액으로부터 유래된 것일 수 있다.
이때, 상기 추출제는 지방족 알코올(aliphatic alcohols)일 수 있으며, 바람직하게는 2-에틸헥사놀(2-EthylHexanol; 2-EH)을 포함할 수 있다. 상기 축합 반응 생성물에 포함된 HPA는 상기 2-EH에 대하여 가용성이기 때문에, 액-액 접촉 방식에 따른 추출 장치를 사용하는 알돌 추출 공정에서 바람직하게 사용될 수 있다.
한편, 상기 알돌 추출 공정에서 수행되는 1기 또는 2기 이상의 알돌 추출탑의 운전 온도는 40℃ 내지 90℃ 일 수 있다. 상기 범위 내의 온도로 알돌 추출탑이 운전됨으로써 유기상과 액상으로 상 분리하는 것이 용이할 수 있다.
한편, 상기 촉매염을 포함하는 추잔액을 비누화 반응시켜, 상기 촉매염을 촉매로 환원시키는 비누화 반응 공정이 수행될 수 있다. 상기 비누화 반응 공정에서는 별도로 투입되는 수산화나트륨(NaOH)과 같은 무기 강염기와 상기 촉매염의 반응에 의한 비누화 반응이 수행될 수 있다. 이를 통해, 상기 촉매염을 촉매로 환원시킬 수 있다.
한편, 알돌 정제 공정은 비누화 반응 공정으로부터 얻은 상기 환원된 촉매 및 알돌 추출 공정으로부터 분리된 추출액을 증류하여, 미반응 IBAL과 촉매, 및 HPA와 추출제로 분리시키는 공정일 수 있다. 상기 분리된 상기 미반응 IBAL과 촉매는 알돌 반응 공정으로 순환되어 알돌 축합 반응의 원료로써 재사용될 수 있다. 한편, 미반응 IBAL과 촉매와 분리된 상기 HPA와 추출제가 본 발명의 피드 스트림(1)으로써 제1 수첨 반응기(100)에 공급될 수 있다.
구체적으로, 상기 알돌 정제 공정은 1기 또는 2기 이상의 알돌 정제탑에 의하여 수행될 수 있다. 먼저 상기 알돌 정제 공정이 1기의 알돌 정제탑에 의하여 수행되는 경우, 상기 1기의 알돌 정제탑의 상부로부터 미반응 IBAL과 촉매가, 하부로부터 HPA와 추출제가 각각 분리될 수 있다. 한편, 알돌 정제 공정이 2기 이상의 알돌 정제탑에서 수행되는 경우, 미반응 IBAL을 상부로 분리하는 1기 이상의 알돌 정제탑과 상기 촉매를 상부로 분리하는 1기 이상의 알돌 정제탑을 통하여 수행될 수 있다. 상기 2기 이상의 알돌 정제탑의 하부로는 HPA 또는 추출제를 포함하는 스트림이 분리되어 배출될 수 있고, 이는 전술한 바와 같이 본 발명의 피드 스트림(1)으로써 제1 수첨 반응기(100)에 공급될 수 있다.
상기 제1 수첨 반응기(100)에 공급되는 스트림은, 상기 피드 스트림(1) 및 수소 공급 스트림(3)일 수 있다. 이때, 상기 수소 공급 스트림(3)은 압축된 수소를 포함할 수 있으며, 상기 압축된 수소는 수소 투입 스트림(2)을 통하여 투입된 새로운(fresh) 수소가 압축기(60)를 거쳐 압축된 수소일 수 있다. 상기 제1 수첨 반응기(100)에서는 피드 스트림(1)에 포함된 HPA 및 수소 공급 스트림(3)에 포함된 압축된 수소의 수첨 반응이 진행되어 네오펜틸 글리콜(Neopentyl glycol; NPG)이 생성될 수 있다. 이때, 상기 수첨 반응은 수첨 반응 촉매 존재 하에 수행될 수 있다.
상기 수첨 반응 촉매로는 구리계 촉매 또는 니켈 촉매가 사용될 수 있다. 상기 구리계 촉매로는 일례로 CuO/BaO/SiO 촉매일 수 있으며, 상기 CuO/BaO/SiO 촉매는 (CuO)x(BaO)y(SiO)z(x, y, z는 중량%이고, x:y:z=10~50:0~10:40~90, 10~50:1~10:40~89 또는 29~50:1~10:40~70)인 촉매일 수 있다. 상기 x와 y의 합은 바람직하게는 x, y 및 z의 총합(100 중량%)을 기준으로 20 내지 50 (중량%), 또는 30 내지 50 (중량%)이고, 이 범위 내에서 수첨 반응 촉매의 성능이 뛰어나고 수명이 긴 효과가 있다.
한편, 기본적으로 상기 수첨 반응은 발열 반응이므로, 수첨 반응이 수행되는 수첨 반응기 내부의 온도를 제어함에 있어 어려움이 따를 수 있다. 따라서, 상기 수첨 반응이 진행됨에 따라 수첨 반응기 내부의 온도가 과도하게 증가되어 안전상의 문제가 발생할 수 있다. 또한, 온도 상승에 의한 부반응으로 부산물, 예를 들어 트리메틸펜탄디올(2,2,4-트리메틸-1,3-펜탄디올; TMPD)이 생성되어 본 발명에서 수득하고자 하는 NPG로의 전환율이 낮아질 수 있다. 따라서, 상기 수첨 반응으로 인하여 증가된 온도를 감온시키는 제열이 수행될 필요가 있다.
한편, 상기 제1 수첨 반응기(100)의 운전 온도는 100℃ 내지 200℃, 구체적으로 130℃ 내지 180℃, 150℃ 내지 170℃일 수 있으며, 운전 압력은 20 kg/cm2 내지 50 kg/cm2, 구체적으로 30 kg/cm2 내지 45 kg/cm2, 35 kg/cm2 내지 45 kg/cm2일 수 있다. 상기 범위 내로 제1 수첨 반응기(100)를 운전하여 진행함으로써, HPA와 수소가 반응하는 수첨 반응이 원활하게 수행되어 높은 전환율로 NPG를 수득할 수 있다.
상기 제1 수첨 반응기(100)에서 수행되는 수첨 반응에 의하여, NPG를 포함하는 제1 반응 생성물을 얻을 수 있다. 이에 더하여, 상기 제1 반응 생성물에는 수첨 반응 중 미반응된 수소도 포함될 수 있다. 이때, 공정의 운정 상황에 따라 제1 수첨 반응기(100) 내 수소의 분율이 높은 경우에는 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율 또한 증가할 수 있으며, 이와 같이 상기 제1 반응 생성물 내 수소의 분율이 높은 경우에는 상기 수소가 액상의 수소뿐만 아니라 기상의 수소로도 존재할 수 있다.
이어서, 본 발명의 일 실시예에 따른 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 상기 제1 반응 생성물을 제1 수첨 반응기 배출 스트림(110)으로써 플래시 드럼(300)에 공급하여, 수소를 포함하는 상부 배출 스트림(320)과 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림(310)을 얻는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, 상기 플래시 드럼(300)에서 제1 반응 생성물을 증류하여, 기상 성분을 포함하는 플래시 드럼 상부 분획 및 제1 탈기 용액을 포함하는 플래시 드럼 하부 분획으로 분리할 수 있다. 이때, 상기 기상 성분은 구체적으로 기상의 수소를 포함할 수 있다. 상기 제1 탈기 용액은 제1 반응 생성물로부터 상기 기상 성분이 제거된 나머지일 수 있으며, 구체적으로, 액상의 수소, 미반응된 HPA 및 NPG를 포함할 수 있다.
이때, 상기 플래시 드럼(300)의 운전 온도는 100℃ 내지 200℃, 구체적으로 130℃ 내지 180℃, 150℃ 내지 170℃일 수 있다. 상기 플래시 드럼(300)의 운전 압력은 20 kg/cm2 내지 60 kg/cm2, 구체적으로 25 kg/cm2 내지 55 kg/cm2, 20 kg/cm2 내지 40 kg/cm2일 수 있다. 플래시 드럼(300)의 온도 및 압력을 상기 범위 내로 운전함으로써, 상기 플래시 드럼(300)에 유입된 제1 반응 생성물 내 기상의 수소를 분리하는 것이 용이할 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림(320)을 제2 수첨 반응기(200)에 공급하는 단계 및 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)을 제1 열교환기(10)에 공급하여 감온시키는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, 상기 플래시 드럼(300)의 기상의 상부 분획을 플래시 드럼 상부 배출 스트림(320)으로써 제2 수첨 반응기(200)에 공급하고, 상기 플래시 드럼(300)의 액상의 하부 분획을 제1 탈기 용액 스트림(310)으로써 제1 열교환기(10)에 공급할 수 있다.
상기 제1 탈기 용액 스트림(310) 내 액상의 수소의 함량은 30 ppm 이하, 25 ppm 이하 또는 20 ppm이하일 수 있다. 상기 제1 탈기 용액 스트림(310) 내 수소를 상기 범위 내로 포함함으로써, 후술하는 제1 열교환기(10)에 공급되는 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)의 온도를 적정 범위 내로 제어하는데 있어 용이할 수 있다. 이때, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)에 포함된 수소는 액상으로 존재할 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)을 제1 열교환기(10)에 공급하여 감온시킬 수 있다. 구체적으로, 전술한 플래시 드럼(300)을 통하여 기상의 수소가 제거된 제1 탈기 용액 스트림(310)을 제1 열교환기(10)에서 감온시킬 수 있기 때문에 제1 열교환기(10)의 열교환 효율을 증가시킬 수 있다. 예를 들어, 수소 분율이 높은 스트림이 플래시 드럼을 거치지 않고 열교환기에 바로 투입되는 경우, 상기 수소 분율이 높은 스트림 내 비교적 라이트(lights)한 성분의 함량이 높아 열교환기 대수평균온도차(Logarithmic mean temperature difference; LMTD) 감소의 원인이 될 수 있고, 이로 인해 열교환기의 성능이 하락하여 제열이 어려울 수 있다.
따라서, 본 발명의 제1 열교환기(10)에서는 상기 플래시기 드럼(300)에 의하여 기상의 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림(310)을 감온시키기 때문에, 제열이 안정적으로 수행될 수 있다. 전술한 바와 같이, 발열 반응으로 인한 공정 내 안전상의 문제, 불안정적인 공정의 흐름 문제 및 NPG로의 전환율 저하 문제에 있어서, 상기 제열이 수행될 필요가 있다. 이때, 상기 제열은 본 발명의 열교환기에서 수행될 수 있으며, 발열 반응으로 인해 상승된 온도를 최적의 온도 범위 내로 감온시키는 것일 수 있다.
한편, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)은 상대적으로 고온의 스트림으로서, 상기 제1 열교환기(10)에서 냉각되는 경우 폐열을 재사용하여 에너지를 더욱 효율적으로 사용할 수 있다.
본 발명에 따르면, 상기 제1 열교환기(10)는 스팀 발생기(Steam generator)일 수 있으며, 상기 스팀 발생기를 통하여 안정적으로 열을 회수할 수 있다. 일 예로, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)은 스팀 발생기인 상기 제1 열교환기(10)를 통하여 저온의 스팀과 열교환됨으로써, 저압의 스팀 생산에 활용될 수 있다. 또 다른 예로, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)은 알돌 정제 공정이 수행되는 알돌 정제탑의 하부 배출 스트림과 열교환되고, 상기 알돌 정제탑의 하부 배출 스트림의 일부가 상기 알돌 정제탑으로 환류됨으로써, 상기 알돌 정제탑의 온도를 승온시키는 데에 활용될 수 있다. 이 경우, 상기 제1 열교환기(10)는 상기 알돌 정제 공정이 수행되는 1 이상의 알돌 정제탑의 재비기(reboiler)일 수 있다.
한편, 본 발명과 같이 플래시 드럼(300)의 하류(downstream)에 열교환기를 구비하지 않고, 상기 플래시 드럼(300)의 전단, 즉 제1 수첨 반응기(100)의 하류(downstream)에 열교환기를 구비하는 경우, 상기 열교환기로 공급되는 스트림 내 수소 분율이 높은 경우에는 안정적인 공정의 흐름을 위하여 상기 열교환기에서의 온도를 더 낮춰야 하므로 상기 열교환기로써 쿨러를 사용할 수 있다. 이러한 경우, 상기 열교환기로써 쿨러를 사용하기 때문에, 쿨러로부터 폐열을 재사용하는 것이 불가할 수 있다.
한편, 본 발명의 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제1 분기 스트림으로서 제1 수첨 반응기로 순환시키고, 나머지를 제2 분기 스트림으로서 상기 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, 상기 제1 열교환기(10)에서 안정적으로 감온된 제1 탈기 용액 스트림(310)의 일부를 제1 분기 스트림(11)으로, 나머지를 제2 분기 스트림(12)으로 분기시켜, 상기 제1 분기 스트림(11)은 제1 수첨 반응기로 순환시키고 상기 제2 분기 스트림(12)은 제2 수첨 반응기(200)로 도입시킬 수 있다.
이때, 상기 제1 분기 스트림(11)의 유량 및 제2 분기 스트림(12)의 유량의 질량 유량비는 3:1 내지 7:1일 수 있으며 구체적으로, 4:1 내지 6:1일 수 있다. 상기 범위 내로 질량 유량비를 제어함으로써, 제1 열교환기(10)를 거쳐 분기되는 두개의 스트림 즉, 제1 분기 스트림(11) 및 제2 분기 스트림(12)을 적절한 비율로 각각 제1 수첨 반응기(100) 및 제2 수첨 반응기(200)에 공급시킬 수 있다. 이를 통하여, 공정 내 수첨 반응으로 인하여 상승된 온도를 열교환기에서 안정적으로 감온시킬 수 있다.
보다 구체적으로, 상기 질량 유량비가 3:1 미만인 경우, 제2 분기 스트림(12)의 유량이 상대적으로 높아져 상기 제2 분기 스트림(12)이 공급되는 제2 수첨 반응기(200)에서 수첨 반응 시 온도가 과도하게 증가하여 제4 열교환기(40)에서의 감온이 어려워질 수 있다. 한편, 상기 질량 유량비가 7:1 초과인 경우, 제1 분기 스트림(11)의 유량이 과도하게 증가하여 제1 수첨 반응기(100)에서 수첨 반응 후, 플래시 드럼(300)에서 기상 및 액상을 분리시키고 제1 열교환기(10)에서 온도를 낮추는데 있어, 에너지가 과도하게 사용될 수 있다.
또한, 상기 제1 분기 스트림(11)의 온도는 110 ℃ 내지 140 ℃일 수 있다. 구체적으로, 상기 제1 분기 스트림(11)의 온도는 120 ℃ 내지 135 ℃ 또는 125 ℃ 내지 135℃일 수 있다. 상기 제1 분기 스트림(11)이 상기 범위 내의 온도로 제2 열교환기(20)를 거쳐 제1 수첨 반응기(100)에 공급됨으로써, 수첨 반응으로 인하여 온도가 증가되더라도 감온된 상태로 다시 제1 수첨 반응기(100)로 도입되었기 때문에 제1 반응 생성물의 온도가 과도하게 증가하지 않을 수 있다. 따라서, 상기 온도를 낮추지 못할 경우 폭주반응으로 인한 화재 폭발과 같은 사고가 발생하는 것을 예방할 수 있다.
또한, 상기 제1 분기 스트림(11)은 상기 피드 스트림(1)과 혼합되어 혼합 스트림(4)을 이루고, 상기 혼합 스트림(4)이 제2 열교환기(20)를 거쳐 제1 수첨 반응기(100)로 공급될 수 있다. 구체적으로, 상기 제2 열교환기(20)에서 상기 혼합 스트림(4)을 다시 한번 감온시킴으로써 상기 제1 수첨 반응기(100)에서 수행되는 수첨 반응으로 인하여 제1 수첨 반응기 하부 배출 스트림(110)이 과도하게 높은 온도로 배출되지 않을 수 있다.
한편, 제1 열교환기(10)에 의하여 감온된 제1 탈기 용액 스트림을 포함하는 제2 분기 스트림(12)은 제3 열교환기(30)를 거쳐 또 다시 감온된 상태로 상기 제2 수첨 반응기(200)에 공급될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따른 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 상기 제2 수첨 반응기(200)에서 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림(320)에 포함된 수소와 상기 제2 분기 스트림(12)에 포함된 HPA를 수첨 반응시켜 NPG를 포함하는 제2 반응 생성물을 얻는 단계를 포함할 수 있다. 이때, 상기 제2 분기 스트림(12)은 제1 수첨 반응기(100)에서 생성된 NPG를 더 포함할 수 있다.
한편, 상기 제2 수첨 반응기(200)의 운전 온도는 100℃ 내지 200℃, 구체적으로 130℃ 내지 180℃, 150℃ 내지 170℃일 수 있으며, 운전 압력은 20 kg/cm2 내지 50 kg/cm2, 구체적으로 30 kg/cm2 내지 45 kg/cm2, 35 kg/cm2 내지 45 kg/cm2일 수 있다. 이와 같은 상기 제2 수첨 반응기(200)의 운전 조건은 제1 수첨 반응기(100)의 운전 조건과 동일할 수 있다.
한편, 앞서 기재한 제1 수첨 반응기(100)에서의 수첨 반응과 같이, 제2 수첨 반응기(200)에서도 상기 HPA와 수소의 수첨 반응에 의하여 추가적으로 NPG가 생성될 수 있다. 이와 같이 생성된 상기 NPG를 포함하는 제2 반응 생성물을 얻을 수 있으며, 상기 제2 반응 생성물은 제2 수첨 반응기 하부 배출 스트림(210)으로써 제4 열교환기(40)를 거쳐 탈기부(400)에 공급될 수 있다. 상기 제4 열교환기(40)에서 상기 제2 반응 생성물을 감온시킴으로써, 후술하는 탈기부(400)의 탈기탑 내의 압력을 낮추어 탈기가 더욱 원활하게 진행될 수 있다.
본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 제2 반응 생성물을 탈기부(400)에 공급하여, 수소가 탈기된 제2 탈기 용액 스트림(410)을 상기 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시킬 수 있다. 이때, 상기 수소는 제2 수첨 반응기(200)에서 HPA와 수첨 반응하지 못한 수소일 수 있으며, 상기 탈기부(400)에서 추가적으로 상기 수소를 탈기시킬 수 있다. 상기 탈기부(400)에서는 탈기가 진행되어 상기 수소를 포함하는 탈기부 상부 배출 스트림(420), 및 NPG를 포함하는 제2 탈기 용액 스트림(410)을 얻을 수 있다. 상기 탈기부 상부 배출 스트림(420)은 압축기(60)로 공급될 수 있으며, 상기 제2 탈기 용액 스트림(410)은 후술하는 NPG 정제 공정으로 도입시킬 수 있다.
이때, 상기 탈기부(400)는 1 이상의 탈기탑을 포함하여 탈기가 수행될 수 있다. 예를 들어, 상기 제2 반응 생성물은 제1 탈기탑에서 먼저 탈기될 수 있으며, 상기 제1 탈기탑의 상부로 배출되는 스트림에 대하여 한번 더 탈기할 수 있다. 이와 같이, 한번 더 탈기된 스트림은 압축기(60)를 거쳐 제1 수첨 반응기(100)로 공급될 수 있다. 그리고 상기 압축기(60)를 통해 배출되는 스트림 중 일부는 분기되어 열교환기를 거쳐 감온된 후 상기 압축기(60) 전단으로 순환될 수 있다. 한편, 상기 제1 탈기탑의 하부로 배출되는 스트림 또한 한번 더 탈기될 수 있으며, 이와 같이 수소가 탈기된 스트림은 NPG 정제 공정을 거칠 수 있다.
이어서, 일 실시예에 따른 네오펜틸 글리콜의 제조 방법은, 상기 제2 반응 생성물을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하는 단계를 포함할 수 있다.
구체적으로, NPG를 포함하는 제2 탈기 용액 스트림(410)으로부터 상기 NPG를 수득하기 위한 NPG 정제 공정이 수행될 수 있다. 이에 더하여 상기 제2 탈기 용액 스트림(410)은 HPNE, 촉매 및 추출제를 더 포함할 수 있다.
본 발명의 상기 네오펜틸 글리콜 정제 공정은 상기 제2 탈기 용액 스트림(410)을 증류하여 네오펜틸 글리콜을 수득하는 공정일 수 있다. 구체적으로, 상기 NPG 정제 공정은 상기 제2 탈기 용액 스트림(410)을 증류하여 촉매와 추출제, HPNE, 및 NPG로 분리하고, 이와 같이 분리된 NPG를 목적하는 생성물로서 수득할 수 있다.
한편, 전술한 바와 같이 상기 NPG 정제 공정에서 분리된 HPNE는 목적하는 생성물인 NPG에 대하여는 부산물로써, 상기 NPG 정제 공정에서 분리된 HPNE를 포함하는 스트림이 HPNE 정제 공정을 거침으로써 NPG 정제 공정에서 회수되지 못한 NPG을 추가 수득할 뿐만 아니라, 그 자체로 고부가가치 제품인 상기 HPNE를 회수하여 제품으로써 활용할 수 있다.
일 예로, 상기 HPNE 정제 공정에서는 상기 NPG 정제 공정에서 분리된 HPNE를 포함하는 스트림을 증류함으로써, HPNE 및 일부 NPG가 분리될 수 있다. 즉, 상기 NPG 정제 공정에서 수득하지 못하고 분리된 상기 일부 NPG를 HPNE 정제 공정으로부터 회수할 수 있으므로, NPG 회수율을 보다 높일 수 있다. 아울러, 상기 HPNE는 다른 공정에서 원료로써 예를 들어, 폴리에스테르의 합성 및 코팅의 주원료로 사용될 수 있으므로, 본 발명에 따르는 HPNE 정제 공정에 의하여 원료 활용 측면에서 경제성이 제고될 수 있다.
한편, 본 발명의 일 실시예에 따르면, 상기 NPG 정제 공정에서 분리된 촉매 및 추출제는 추출제 정제 공정을 거칠 수 있다. 상기 추출제 정제 공정에서 수행되는 증류를 통하여, 촉매를 포함하는 분획 및 추출제를 포함하는 분획을 분리할 수 있다. 이때, 상기 촉매는 전술한 알돌 정제 공정에서 분리되지 못한 일부 소량의 촉매일 수 있다. 상기 추출제 정제 공정에서 촉매를 분리하여 알돌 정제 공정으로 순환시킴으로써 계 내의 촉매 예를 들어, TEA가 회수될 수 있다.
한편, 상기 추출제 정제 공정에서 분리된 추출제는 알돌 추출 공정에서 미반응된 추출제일 수 있으며, 이를 알돌 추출 공정으로 다시 순환시킬 수 있다. 이를 통해 상기 추출제 예를 들어, 2-EH가 분리 및 회수되어 재사용될 수 있다.
이하, 실시예에 의하여 본 발명을 더욱 상세하게 설명하고자 한다. 그러나, 하기 실시예는 본 발명을 예시하기 위한 것으로 본 발명의 범주 및 기술사상 범위 내에서 다양한 변경 및 수정이 가능함은 통상의 기술자에게 있어서 명백한 것이며, 이들 만으로 본 발명의 범위가 한정되는 것은 아니다.
실시예
실시예 1
도 1에 도시된 공정 흐름에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 네오펜틸 글리콜(NPG)의 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
하이드록시피브알데하이드(HPA)를 포함하는 피드 스트림(1) 및 압축된 수소를 포함하는 수소 공급 스트림(3)을 각각 제1 수첨 반응기(100)에 공급하고 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻었다. 이때, 상기 제1 수첨 반응기(100)의 운전 온도는 160 ℃이고, 운전 압력은 40 kg/cm2 였다. 상기 제1 반응 생성물의 전체 중량에 대하여, 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율(제1 반응 생성물 내 수소 분율)은 17 ppm이였다.
상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼(300)에 공급하여, 수소를 포함하는 플래시 드럼 상부 배출 스트림(320)과 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림(310)을 얻었다. 이때, 상기 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)에 포함된 수소의 함량은(열교환기 inlet 수소 분율) 17 ppm이였다.
이어서, 상기 플래시 드럼 상부 배출 스트림(320)을 제2 수첨 반응기(200)에 공급하고, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)을 제1 열교환기(10)에 공급하여 130 ℃로 감온시켰다. 상기 제1 열교환기(10)는 스팀 발생기였다. 상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제1 분기 스트림(11)으로서 제1 수첨 반응기(100)로 순환시키고, 나머지를 제2 분기 스트림(12)으로서 상기 제2 수첨 반응기(200)에 공급하였다.
구체적으로, 상기 제1 분기 스트림(11)은 상기 피드 스트림(1)과 혼합되어 혼합 스트림(4)을 이루고, 상기 혼합 스트림(4)을 제2 열교환기(20)를 거쳐 제1 수첨 반응기(100)로 공급하였다. 한편, 상기 제2 분기 스트림(12)은 제3 열교환기(30)를 거쳐 또 다시 감온된 상태로 상기 제2 수첨 반응기(200)에 공급되었다.
상기 제2 수첨 반응기(200)에서 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림(320)에 포함된 수소와 상기 제2 분기 스트림(12)에 포함된 HPA를 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제2 반응 생성물을 얻었다.
상기 제2 반응 생성물은 제2 수첨 반응기 하부 배출 스트림(210)으로써 제4 열교환기(40)를 거쳐 탈기부(400)에 공급하였다. 이때, 상기 제4 열교환기(40)를 거친 스트림의 온도는 40 ℃였다. 상기 탈기부(400)에서 추가적으로 수소가 탈기된 제2 탈기 용액 스트림(410)을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하였다.
실시예 2
실시예 2는 실시예 1 대비 제1 수첨 반응기 내의 반응성을 제어하여, 제1 반응 생성물의 전체 중량 대비 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율(제1 반응 생성물 내 수소 분율)을 1%로 조절하였다. 또한, 제1 탈기 용액 스트림(310)에 포함된 수소의 함량(열교환기 inlet 수소 분율)은 17 ppm이었다.
비교예
비교예 1
도 2에 도시된 공정 흐름에 따라, Aspen 사의 Aspen Plus 시뮬레이터를 이용하여, 네오펜틸 글리콜(NPG)의 제조 공정을 시뮬레이션 하였다.
비교예 1은 제1 반응 생성물을 포함하는 제1 수첨 반응기 하부 배출 스트림(110)을 냉각기(cooler, 50)에 공급하여 160 ℃에서 130 ℃로 감온시키고, 플래시 드럼(300)에 공급하였다.
상기 플래시 드럼에서 기상의 수소가 제거된 제1 탈기 용액 스트림(310)을 얻었으며, 상기 제1 탈기 용액 스트림(310)의 일부를 제1 분기 스트림(11)으로서 피드 스트림과 혼합시킨 혼합 스트림(4)을 열교환기(20)를 거쳐 제1 수첨 반응기(100)로 순환시킨 것을 제외하면, 실시예 1과 동일한 공정 흐름으로 NPG를 제조하였다.
그 결과, 상기 제1 반응 생성물의 전체 중량에 대하여, 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율(제1 반응 생성물 내 수소 분율)은 17 ppm이였다. 상기 제1 반응 생성물을 쿨러(50)로 공급하므로 열교환기(쿨러) inlet 수소 분율 또한 17 ppm이었다.
비교예 2
비교예 2는 비교예 1 대비 제1 수첨 반응기 내의 반응성을 제어하여, 제1 반응 생성물의 전체 중량 대비 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율(제1 반응 생성물 내 수소 분율)을 1%로 조절하였다. 상기 제1 반응 생성물을 쿨러(50)로 공급하므로, 열교환기(쿨러) inlet 수소 분율 또한 1%였다.
하기 표 1은, 상기 실시예 및 비교예의 제1 반응 생성물 내 수소 분율, 열교환기 inlet 수소 분율, 열교환기 inlet vapor fraction, 부피 증가 비율 및 열회수량을 나타내었다.
상기 열교환기 inlet vapor fraction은, 열교환기로 공급되는 스트림의 전체 질량 유량 대비 상기 열교환기로 공급되는 스트림에 포함된 기상 성분의 질량 유량의 비율을 나타낸 것이다. 이때, 상기 열교환기는, 실시예의 경우에는 제1 열교환기이며, 비교예의 경우에는 쿨러일 수 있다.
제1 반응
생성물 내
수소 분율		 열교환기1)
inlet
수소 분율		 열교환기1)
Inlet
vapor fraction		 부피 증가
비율		 열회수량
실시예 1 17ppm 17ppm 0 - ○
(5.3754 Gcal/hr)
실시예 2 1% 17ppm 0 - ○(5.2604 Gcal/hr)
비교예 1 17ppm 17ppm 0 - ×
비교예 2 1% 1% 0.32 4.5 ×
1) 열교환기는, 실시예의 경우 제1 열교환기이며, 비교예의 경우 쿨러이다.
표 1을 참조하자면, 실시예는 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여 기상의 수소를 제거하고 제1 열교환기에 공급하는 경우로, 상기 제1 열교환기에 투입되는 스트림 내 기상 분율(vapor fraction)이 없는 것을 확인할 수 있었다. 또한, 실시예는 제1 열교환기(스팀 생성기; steam generator)를 사용함으로써 폐열을 회수할 수 있음을 확인할 수 있었다.
상기 실시예 1은 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율이 17 ppm으로 매우 소량인 경우이며, 이때 상기 수소는 액상으로 존재하기 때문에 플래시 드럼을 거쳐 열교환기에 투입되는 스트림 내 수소의 분율이 상기 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율과 동일한 것을 확인할 수 있었다.
상기 실시예 2는 제1 반응 생성물에 포함된 수소의 분율이 1 %로, 실시예1 대비 수소 분율이 높은 경우이며, 이와 같이 상대적으로 수소의 분율이 높은 경우에는 액상 및 기상의 수소가 함께 존재할 수 있다. 따라서, 상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여 기상의 수소를 제거함으로써, 제1 열교환기에 투입되는 스트림 내 기상 분율(vapor fraction)이 없는 것을 확인할 수 있었다. 또한, 상기 제1 열교환기에 투입되는 수소는 액상이며, 상기 제1 열교환기에 투입되는 스트림 내 수소의 분율은 17ppm인 것을 확인할 수 있었다.
한편, 비교예는 제1 반응 생성물을 쿨러에 먼저 공급하여 감온시킨 후 플래시 드럼에 공급하는 경우로, 비교예 1은 실시예 1과 같이 상기 제1 반응 생성물 내 수소의 분율이 매우 적기 때문에 기상의 수소가 존재하지 않지만, 제1 반응 생성물을 감온시키기 위한 쿨러를 구비함으로써 폐열을 회수할 수 없었다.
비교예 2는 실시예 2와 같이 제1 반응 생성물 내 수소 분율이 높은 경우로, 전술한 바와 같이 액상 및 기상의 수소가 함께 존재할 수 있다. 이러한 상기 제1 반응 생성물을 쿨러에 공급하였기 때문에, 상기 쿨러에 투입되는 스트림(제1 반응 생성물) 내 기상 분율(vapor fraction)이 0.32인 것을 확인할 수 있었으며, 부피 증가 비율은 4.5인 것을 확인하였다. 상기 부피 증가 비율은, 열교환기 inlet 수소 분율이 17 ppm인 경우(실시예 및 비교예 1)에 상기 열교환기로 공급되는 스트림의 부피 대비 열교환기 inlet 수소 분율이 1 %인 경우(비교예 3)에 상기 열교환기(쿨러)로 공급되는 스트림의 부피의 비율을 나타낸 것이다. 즉, 상기 비교예 2에서 쿨러로 공급되는 스트림 내 기상 분율이 존재하므로 기상의 수소가 증가하여, 상기 쿨러로 공급되는 스트림의 부피가 실시예 및 비교예 1 대비 증가함을 확인할 수 있었다.

Claims (12)

  1. 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림 및 수소 공급 스트림을 제1 수첨 반응기에 공급하고 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제1 반응 생성물을 얻는 단계,
    상기 제1 반응 생성물을 플래시 드럼에 공급하여, 수소를 포함하는 상부 배출 스트림과 상기 수소가 탈기된 제1 탈기 용액 스트림을 얻는 단계,
    상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림을 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계,
    상기 제1 탈기 용액 스트림을 제1 열교환기에 공급하여 감온시키는 단계,
    상기 감온된 제1 탈기 용액 스트림의 일부를 제1 분기 스트림으로서 제1 수첨 반응기로 순환시키고, 나머지를 제2 분기 스트림으로서 상기 제2 수첨 반응기에 공급하는 단계,
    상기 제2 수첨반응기에서 상기 플래시 드럼의 상부 배출 스트림에 포함된 수소와 상기 제2 분기 스트림에 포함된 하이드록시피브알데하이드를 수첨 반응시켜 네오펜틸 글리콜을 포함하는 제2 반응 생성물을 얻는 단계, 및
    상기 제2 반응 생성물을 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시켜 네오펜틸 글리콜을 수득하는 단계를 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  2. 제1항에 있어서,
    상기 제2 반응 생성물을 탈기부에 공급하여, 수소가 탈기된 제2 탈기 용액 스트림을 상기 네오펜틸 글리콜 정제 공정으로 도입시키는 단계를 더 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  3. 제1항에 있어서,
    상기 제1 분기 스트림은 상기 피드 스트림과 혼합되어 혼합 스트림을 이루고, 상기 혼합 스트림이 제2 열교환기를 거쳐 제1 수첨 반응기로 공급되는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  4. 제1항에 있어서,
    상기 제1 분기 스트림의 온도는 110 ℃ 내지 140 ℃인 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  5. 제1항에 있어서,
    상기 제1 탈기 용액 스트림은 제1 열교환기를 통하여 저온의 스팀과 열교환되거나 알돌 정제탑의 하부 배출 스트림과 열교환되는 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  6. 제1항에 있어서,
    상기 제1 탈기 용액 스트림 내 액상의 수소의 함량은 30 ppm이하 인 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  7. 제2항에 있어서,
    상기 제1 분기 스트림의 유량 및 제2 분기 스트림의 유량의 유량비는 3:1 내지 7:1인 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  8. 제1항에 있어서,
    상기 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 피드 스트림은,
    촉매의 존재 하에 포름알데하이드 수용액과 아이소부틸알데하이드의 알돌 축합 반응을 통해 축합 반응 생성물을 얻는 알돌 반응 공정,
    상기 축합 반응 생성물을 추출제와 접촉시켜 추출액 및 추잔액을 얻는 알돌 추출 공정,
    상기 추잔액을 촉매로 환원시키는 비누화 반응 공정, 및
    상기 촉매 및 상기 추출액을 증류하여 하이드록시피브알데하이드를 포함하는 분획을 피드 스트림으로써 분리하는 알돌 정제 공정을 포함하여 수행되는 피드 스트림 제조 공정으로부터 수득된 네오펜틸 글리콜의 제조 방법.
  9. 제8항에 있어서,
    상기 촉매는 트리에틸아민(Triethyl amine; TEA)을 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조방법.
  10. 제8항에 있어서,
    상기 추출제는 2-에틸헥사놀(2-Ethyl Hexanol; 2-EH)을 포함하는 네오펜틸 글리콜의 제조방법.
  11. 제1항에 있어서,
    상기 제1 열교환기는 스팀 발생기(Steam generator)인 네오펜틸 글리콜의 제조방법.
  12. 제1항에 있어서,
    상기 네오펜틸 글리콜 정제 공정은 상기 제2 탈기 용액 스트림을 증류하여 네오펜틸 글리콜을 수득하는 공정인 네오펜틸 글리콜의 제조방법.
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