книги / Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза.-1
.pdfрентийский сосуд 7. Нижний водный слой возвращается в колонну 3, а верхний углеводородный слой поступает в колонну 4. В этой колонне отгоняется вода от этилбензола в виде гетероазеотропа. Паровой поток этой колонны объединяется с паровым потоком колонны 3. Из куба колонны 4 выводится обезвоженный этилбензол. Кубовый продукт колонны 3 поступает во флорентийский сосуд 7, верхний стирольный слой поступает в отгонную колонну 5, в которой отгоняет ся вода в виде гетероазеотропа. Пар& конденсируются, и конденсат поступает во флорентийский сосуд 7, верхний стирольный слой возвращается в колонну 5, а нижний водный слой поступает в отгонную колонну 6. Туда же поступает ниж ний слой из флорентийского сосуда 7, в котором расслаивается кубовый продукт ректификационной колонны 3. Пары колонны бобъединяются с парами колон ны 5. Из нижней части колонны 5 в паровой фазе может быть выведен стирол, а из куба—раствор смолы. Из куба колонны 6 выводится фузельная вода. Верхние слои флорентийских сосудов — углеводороды, содержащие воду [0 ,0 1 —0 ,0 2 %
(мае.)], а нижние слои — вода, содержащая углеводороды [0,01 % (мае.)]. Поэто му отгонные колонны 2 и 4 могут быть исключены из технологической схемы, так как растворимость воды вуглеводородах мала, а этилбензол возвращается на дегидрирование, которое проводится в присутствии воды.
Т а б л и ц а 8.2. Азеотропные смеси
Система |
Содержание |
углеводо- |
/к„п (0.1 |
кПа), °С |
|
рода, % |
(мае.) |
углеводорода |
азеотропа |
|
|
|
||
Бензол — вода |
91,2 |
80,17 |
69,25 |
|
Толуол — вода |
86,5 |
110,60 |
84,10 |
|
Этилбензол — вода |
67,0 |
136,20 |
89,00 |
|
Стирол — вода |
59,1 |
145,20 |
93,90 |
Принципы в технологии получения стирола дегидрированием этилбензола. Тех нология производства стирола дегидрированием этилбензола относится к одно стадийным химическим процессам. В качестве исходного сырья используется доступный этилбензол, получаемый алкилированием бензола олефинами. При меняемые в промышленности технологические решения с введением пара меж ду двумя-тремя слоями катализатора, использование встроенных в реактор теп лообменных устройств, а также эффективная каталитическая система позволя ют при достаточно высокой селективности (около 90 %) добиться конверсии этилбензола за один проход на уровне 60—75 %. Рециркуляционный поток бен зола, связывающий разделительную и реакторную подсистемы технологии, обеспечивает полную конверсию исходного сырья.
Снижение энергозатрат на процесс дегидрирования может достигаться не только за счет эффективного теплообмена между входящими и выходящими по токами (см. рис. 8.2 ), но и за счет использования вместо водяного пара (энерго
носитель и разбавитель) инертного газа. В этом случае тепло должно подводить ся между слоев катализатора встроенными теплообменниками. Замена пара на инертный газ (азот, С 02) позволяет избежать многократного испарения и кон денсации воды, обладающей высокой скрытой теплотой испарения. В этом слу чае также снизятся и затраты на очистку водного конденсата, загрязненного
2 2 4
ароматическими соединениями, и, в целом, уменьшится суммарное потребле ние воды технологией.
Важной составляющей частью технологии является подсистема разделения. В данном случае, как показано выше, существенным фактором, влияющим на суммарные показатели технологии, является режим ректификационного разде ления. Он должен обеспечивать условия, при которых отсутствует термополи меризация стирола. Энергетически наиболее целесообразно применять вместо двойной ректификации одну насадочную колонну с низким гидравлическим со противлением либо схему из комплексов гетероазеотропной ректификации.
Наконец, гетерогенно-каталитический характер процесса позволяет доста точно просто создавать аппараты и технологические линии большой единичной мощности.
8.2. СОВМЕСТНОЕ ПОЛУЧЕНИЕ СТИРОЛА И ПРОПИЛЕНОКСИДА
Сырьем для совместного получения стирола и оксида пропилена являются продукты нефтехимии: этилбензол и пропилен. Поэтому себестоимость целе вых продуктов в значительной степени зависит от стоимости сырья (в основном этилбензола). Оба продукта (стирол и оксид пропилена) имеют важное значение в отрасли основного органического синтеза. Если первый является важнейшим мономером для производства широкого круга каучуков и полимеров, то второй используется не только для производства каучуков (пропиленоксидных каучу ков), но и важных продуктов и полупродуктов основного органического синтеза (пропиленгликолей, неионогенных ПАВ — проксанолов и проксаминов, аллилового спирта, пропиленкарбоната, изопропаноламинов).
Совместное получение нескольких целевых продуктов чаще всего целесооб разнее, чем их получение с помощью самостоятельных процессов (см. гл. 2 ).
Кроме того, такой способ получения продуктов не только экономически, но и экологически более чистый, так как в нем образуется меньше побочных продук тов, на выделение которых тратится не только энергия, но и сырье.
Технология совместного получения стирола и пропиленоксида состоит из следующих стадий: получение гидропероксида этилбензола, выделение гидро пероксида этилбензола, эпоксидирование пропилена и разделение продуктов эпоксидирования, дегидратация метилфенилкарбинола и выделение стирола, гидрирование ацетофенона в метилфенилкарбинол. Таким образом, это произ водство является многостадийным.
Теоретические основы технологии совместного получения стирола и пропиле ноксида. П о л у ч е н и е г и д р о п е р о к с и д а э т и л б е н з о л а . В осно
ве технологии получения гидропероксида этилбензола лежит реакция жидко фазного окисления этилбензола молекулярным кислородом. Окисление этил бензола до гидропероксида протекает труднее, чем окисление изопропилбензо ла. В результате окисления этилбензола наряду с гидропероксидом (на него расходуется более 98 % этилбензола) образуются метилфенилкарбинол и ацето фенон. Кроме того, в продуктах окисления обнаружены бензальдегид, бензой ная и муравьиная кислоты, пероксид водорода, 2 ,3 -дифенилбутан.
Для интенсификации процесса окисления этилбензола предлагалось ис пользовать в качестве катализатора соли металлов переменной валентности (Си, Со, Mn, Sn, Ni, V, Bi, Mo, W) и редкоземельных элементов. Однако в присутст вии этих катализаторов основными продуктами реакции являются ацетофенон
и метилфенилкарбинол. Поэтому чаще используют металлы постоянной ва лентности. Инициирующее действие на процесс окисления оказывают соедине ния натрия. Это объясняется тем, что в их присутствии увеличивается скорость инициирования цепей и уменьшается действие ингибиторов.
В настоящее время установлено, что реакция получения гидропероксида этилбензола протекает по схеме, учитывающей параллельно-последовательный механизм образования ацетофенона и возможность рекомбинации радикалов RO2 непосредственно в метилфенилкарбинол и ацетофенон (а не через стадию
образования гидропероксида). Следовательно, схему окисления этилбензола можно представить следующим образом:
Результаты исследования кинетики реакции окисления этилбензола пока зывают, что скорости образования метилфенилкарбинола и ацетофенона по ре акциям (5), (6) и (4), (7) равны между собой. Это свидетельствует о том, что ско
рости образования кетона и спирта через пероксидные радикалы одинаковы. Однако при накоплении в системе определенного количества метилфенилкар бинола скорость реакции (5) превышает суммарную скорость реакций (4) и (7), а метилфенилкарбинол становится основным источником образования ацетофе нона.
Что касается условий проведения этого процесса, то необходимо отметить, что окисление этилбензола при 100—120 °С (применяемых при окислении изо пропилбензола) протекает с очень низкой скоростью [0,05—0,07 моль/(л • ч)]. Увеличить скорость окисления этилбензола при высокой селективности обра зования гидропероксида можно лишь за счет повышения температуры и с ис пользованием катализаторов. В частности, при 140—160 °С скорость накопле ния гидропероксида достигает 1 моль/(л • ч) при селективности 82—91 %.
Реакции последовательного разложения гидропероксида в условиях окисле ния вносят заметный вклад в образование побочных продуктов. Чтобы избежать последовательных превращений гидропероксида, ограничивают конверсию этилбензола (до 10 %). Кроме того, для повышения селективности образования гидропероксида этилбензола реакторная система должна быть максимально приближена по гидродинамическому режиму к системе идеального вытеснения (по жидкой фазе). На практике окисление осуществляют в каскаде последова тельных реакторов-колонн (обычно больше трех) (рис. 8.7, а). Для получения алкилароматических гидропероксидов также используют реакторы типа тарель чатой колонны с встроенными змеевиками на каждой тарелке (рис. 8.7, 6) или пустотелой колонны также с встроенными змеевиками (рис. 8.7, в).
В последовательных реакторах-колоннах (см. рис. 8.7, а) отвод тепла осуще ствляется за счет испарения углеводородов или растворителя. Их пары конден сируются в обратных конденсаторах, которыми снабжен каждый реактор-ко лонна, и конденсат возвращается в соответствующий реактор. В реакторах типа тарельчатой и пустотелой колонн отвод тепла производится за счет воды, пода ваемой во встроенные змеевики. Причем в первом случае (см. рис. 8.7, б) приме-
2 2 6
Т а б л и ц а |
8.3. Конверсия и селективность процесса |
дегидратации |
метилфенилкарбинола |
||||
|
|
|
|
I |
|
|
|
|
|
|
Катализатор |
/, °С |
К, % |
5', % |
|
Силикагель, подвергнутый гидротермальной обработ |
360 |
89 |
94,5 |
||||
ке, 5УД= 30 |
м3/г |
|
|
|
|
|
|
у-Оксид алюминия (ГОСТ 8136—76) |
260 |
92 |
97,8 |
||||
Диоксид |
титана |
(рутил) |
240 |
89 |
93,4 |
||
Диоксид |
титана |
(анатаз) |
260 |
90 |
98,5 |
||
|
|
|
|
2 |
290 |
93 |
75,0 |
Алюмосиликат (=20 % А1 0 3) |
|
|
|
||||
Цеолитсодержащий алюмосиликат (Цеокар-1) |
330 |
90 |
90,0 |
||||
Цеолитсодержащий алюмосиликат (Цеокар-2) |
320 |
91 |
8 8 ,0 |
||||
Катализатор |
КДВ-15 |
|
220 |
91 |
96,6 |
||
Титаносиликат (1 % |
ТЮ2) |
265 |
91 |
96,6 |
|||
Титаносиликат (10% |
ТЮ2) |
255 |
92 |
97,5 |
|||
Борфосфат |
(40 % |
В20 3) |
180 |
93 |
99,0 |
||
Силикофосфат (25 % |
Р20 5) |
160 |
93 |
98,8 |
Все катализаторы испытывали при постоянном составе исходной шихты (мольное соотношение вода : метилфенилкарбинол =10 : 1). Для каждого ката лизатора подбиралась температура, позволяющая достигать конверсии МФК = = 90 %. Эти испытания показали, что другие катализаторы не дают особых пре имуществ перед у-оксидом алюминия. Однако оксид титана на носителе тоже может использоваться в качестве катализатора. Дегидратацию на этом катализа торе проводят также в каскаде реакторов, затем стирол отделяют от непрореаги ровавшего метилфенилкарбинола и ацетофенона.
Для увеличения выхода метилфенилкарбинола и соответственно стирола выделенный ацетофенон гидрируют с получением метилфенилкарбинола при 150 °С и давлении 1,6—2,5 КПа на медь-хром-железном или барий-хром- медь-цинковом катализаторе:
С6Н5-С О -С Н 3 + Н2 -» С6Н5С Н О Н -С Н 3
Технология совместного получения стирола и оксида пропилена. Общая техно логическая схема совместного получения стирола и пропиленоксида представ лена на рис. 8.9. В данной технологии окисление этилбензола проводится в та рельчатой колонне 7. Поэтому как подогретый этилбензол, так и воздух, пода ются снизу колонны. Колонна снабжена змеевиками, расположенными на тарелках. Тепло отводится водой, подаваемой в эти змеевики. Если для ин тенсификации процесса будет использоваться катализатор, то процесс необ ходимо проводить в ряде последовательно соединенных барботажных реакто ров, в которые будет подаваться противотоком к воздуху этилбензольная шихта (смесь свежего и возвратного этилбензола с катализаторным раствором). При этом продукты окисления проходят последовательно через реакторы, а воздух подается параллельно во все реакторы.
Парогазовая смесь из верхней части реактора поступает в конденсатор 2, в котором конденсируется главным образом унесенный этилбензол, а также при меси бензойной и муравьиной кислот. После отделения конденсата от газов он
220