книги / Принципы технологии основного органического и нефтехимического синтеза.-1
.pdfвода могут быть достаточно просто быть отделены от газов конденсацией. В слу чае ориентации процесса на получение диметилового эфира это может оказать ся затруднительным из-за высокой летучести последнего и большого разбавле ния конденсируемых продуктов инертными газами.
Т а б л и ц а 10.2. Требования, предъявляемые к метанолу
Показатели
Внешний вид
Плотность df
Интервал температур, °С: кипения перегонки продукта
Испытание с КМп04 (перманганатная проба), мин
Содержание, % (мае.): воды
свободных кислот (в пересчете на муравьиную кислоту) альдегидов и кетонов (в пересчете на ацетон)
то же (на формальдегид)
летучих соединений железа (в пересчете на железо) аммиака и аминосоединений (в пересчете на аммиак) хлора серы
нелетучего остатка этанола
Удельная электрическая проводимость, Ом"1 -см -1
Смешиваемость с водой
|
ф |
Высший сорт |
Первый сорт |
Бесцветная прозрачная жидкость без взвесей
0,791-0,792
64,0-65,5
< 0 ,8 |
^ |
1.0 |
> 60 |
> |
30 |
< |
0,05 |
|
< |
0,08 |
||
< |
0,0015 |
|
< |
0,0015 |
||
< |
0,003 |
|
< |
0,008 |
||
Не нормируется |
|
< 0,005 |
||||
< 0 ,0 0 0 0 1 |
|
< |
0,0005 |
|||
< 0 ,0 0 0 0 1 |
Не |
нормируется |
||||
< 0 ,0 0 0 0 1 |
Должен |
выдер- |
||||
< 0 ,0 0 0 0 1 |
живать |
качест |
||||
венный |
анализ |
|||||
|
|
|||||
< 0,001 |
|
0 ,0 0 2 |
||||
< 0,01 |
Не |
нормируется |
||||
< 3 ■10~7 |
Не |
нормируется |
Смешивается с водой без следов помутнения и опалесценции
В метаноле-сырце содержатся также кислоты, поэтому предварительно его обрабатывают 7—8 %-м раствором NaOH для нейтрализации органических ки слот.
Дцметиловый эфир выделяется в колонне 7, имеющей 40 тарелок, в качестве дистиллята. Метанол-сырец в колонну 1подается на 13— 17-ю тарелки. Процесс выделения диметилового эфира ведется под давлением 0,7— 1,2 МПа (такое дав ление определяется температурой конденсации эфира и возможностью исполь зования оборотной воды для этой цели). Флегмовое число в колонне 1колеблетря от 6 ДО & Одновременно с эфиром в этой колонне отделяют растворенные
газы и частично пецтакарбонил железа. В колонне 2 происходит отделение ком понентов или азеотропных смесей, имеющих температуру кипения ниже, чем ме танол, и в колонну 2 , имеющую 65 тарелок, исходная смесь подается на 39-ю та
релку. Для того чтобы легче отделить примеси в виде азеотропов с водой, исходная смесь подается в верхнюю часть колонны 2(на61-ютарелку). В виде дистилля-
число тарелок в колонне 4 — 65, флегмовое число — 4—6, исходная смесь пода ется на тарелку 20. Кроме того, с тарелок 7—10 отбирают гетерогенную смесь, состоящую в основном из воды и спиртов С2—Сб. Эта смесь разделяется в сепа раторе 5: верхний слой — преимущественно спирты С2—С6 — выводится из се
паратора, а нижний — водный слой — возвращается в колонну 4 примерно на та релку 19. Из куба колонны 4, также как и из колонны 3, выводятся тяжелокипящие примеси.
10.3. ПРИНЦИПЫ В ТЕХНОЛОГИИ ПРОИЗВОДСТВА МЕТАНОЛА
Процесс имеет одну химическую стадию, в качестве исходного сырья ис пользуют доступное и дешевое сырье — синтез-газ, который обладает достаточно высокой эффективностью (выход метанола 85—87 % от стехиометрического). Высокая конверсия за один проход не может быть достигнута из-за термодина мических ограничений и высокого теплового эффекта реакции. Практически конверсия СО за один проход составляет 5—20 %.
Обеспечение высокой суммарной конверсии достигается за счет рециркуля ции исходных компонентов в непрерывном процессе. От правильно выбранной ве личины рецикла зависят качество получаемого метанола, а также энергетиче ские и капитальные затраты, так как процесс проводится при высоких давлении и температуре. Одновременно рецикловые потоки служат и промежуточными хладагентами. Высокие температура и тепловой эффект позволяют приблизить процесс к энерготехнологическим и, использовав практически полностью энер гию системы, реализовать его не только как процесс с низким энергопотреблением, но и как процесс, обеспечивающий выработку энергии. Отсутствие втехнологи ческом решении промывных абсорберов и использование воды только взамкну том цикле обеспечивают минимальный ее расход. Интенсивно используется энер гия отходящих потоков высокого давления (газы сдувки рецикла). На этой ли нии целесообразно устанавливать турбодетандеры или использовать энергию газов для привода компрессоров. Значительную экономию энергии позволит достичь использование паровых турбокомпрессоров для циркуляции газа и от каз от компрессии исходного синтез-газа за счет его получения и очистки при давлении, необходимом для синтеза метанола. Наконец, процесс производства метанола является наиболее выраженным примером реализации технологий и аппаратов большой единичной мощности. Применяются аппараты и технологиче ские линии большой единичной мощности (уже действуют до 2,6 млн т/год,
проектируются до 30 млн т/год).
Таким образом, в существующих технологических установках по производ ству метанола из СО, С 0 2 и Н2 уже реализованы многие принципы создания без
отходных производств.
Г Л А В А 11
ПРО И ЗВО ДСТВО КИСЛОРОДСОДЕРЖ АЩ ИХ ОРГАНИЧЕСКИХ
СО ЕД И Н ЕН И Й М ЕТО ДО М ОКСОСИНТЕЗА
Вотрасли основного органического и нефтехимического синтеза мировое производство кислородсодержащих соединений достигает нескольких миллио нов тонн в год. Большую роль в производстве этих продуктов в последние четыре
десятилетия играет процесс оксосинтеза. Он основан на реакции взаимодейст вия ненасыщенных углеводородов, в частности, олефинов с оксидом углерода и водородом с образованием альдегидов, имеющих на один атом углерода больше, чем в исходном олефине:
|
•R—сн—сн, |
|
R—сн=сн2+со + н2 |
I |
3 |
сно |
|
- R— СН2— СН2СНО
В 1929 г. Д. Смитом было обнаружено при изучении реакции Фишера— Тропша, что добавка этилена к смеси СО и Н2 увеличивает выход кислородсо
держащих соединений. Реакция гидроформилирования была открыта О. Роеленом в 1938 г. Первая же в мире промышленная установка по оксосинтезу была пущена в 1952 г. Бурное промышленное развитие этот процесс получил в шести десятые годы. Уже к концу 1963 г. мировое производство продуктов оксосинтеза составило 540—560 тыс. т/год, а к 1974 г. мощности установок возросли почти до 5 млн т/год. В СССР промышленное производство было организовано в 1965 г., а уже к 1975 г. их производство возросло в 1,6 раза и в последующие годы непрерыв
но наращивалось. Большой вклад в создание технологии оксосинтеза в СССР
внесли сотрудники ВНИИНефтехима под руководством Д.М. Рудковского. Основными промышленными продуктами, вырабатываемыми по этому ме тоду, являются: бутанолы и масляные альдегиды, из которых получают 2 -этил-
гексанол (более 1,5 млн т/год, он применяется для получения пластификато ров), высшие алифатические спирты — изооктиловый, нониловый, изодециловый, тридециловый, а также смеси спиртов С7 —Cg и Q —Сю (1,3—1,4 млн т/год, последние используются для получения поверхностно-активных веществ, син тетических моющих средств, эмульгаторов, присадок к маслам, парфюмерных препаратов и т.д.). Причем такие поверхностно-активные вещества, как алкилсульфаты и этоксилаты, быстро разлагаются биохимически в сточных водах. Кроме того, методом оксосинтеза получают пропионовый альдегид (из этилена и синтез-газа), который широко используется для производства и-пропилового спирта, пропионовой кислоты и других продуктов органического синтеза.
Таким образом, процесс оксосинтеза в настоящее время стал основным ме тодом получения кислородсодержащих соединений, таких как альдегиды, спир
2 6 8
ты, кислоты, эфиры и др. Быстрые темпы роста выпуска продуктов оксосинтеза обусловлены следующими основными факторами:
S универсальностью (при одинаковой организации процесса можно полу чать различные альдегиды или спирты с длиной углеводородной цепи от С3 до
Си);
S доступностью сырья (наряду с синтез-газом можно использовать этилен, пропилен, бутилен, димеры, тримеры и тетрамеры пропилена, а-олефины, со полимеры пропилена и бутилена и др.);
S технико-экономические показатели процесса более благоприятны, чем таковые других методов производства аналогичных продуктов.
11.1. ТЕОРЕТИЧЕСКИЕ ОСНОВЫ ПРОЦЕССА ОКСОСИНТЕЗА
Промышленный процесс оксосинтеза, как правило, включает пять основ ных технологических стадий:
1. Получение активной формы катализатора. В случае кобальтовых катали заторов — кобальтизация — образование катализатора (карбонила кобальта) из металлического кобальта или его солей.
2.Гидроформилирование — взаимодействие ненасыщенных углеводородов (например, олефинов) с СО и Н2.
3.Разложение катализатора до металлической или другой формы. В случае кобальтовых катализаторов — декобальтизация — разложение карбонилов ко бальта и регенерация кобальта.
4.Разделение продуктов оксосинтеза с целью выделения целевых альдеги дов и спиртов. Эта стадия может предшествовать стадии гидрирования, если це левыми продуктами являются альдегиды, или последует за ней, если целевыми продуктами являются спирты.
5.Гидрирование альдегидов в спирты (при необходимости).
Важнейшей и ключевой стадией процесса оксосинтеза является стадия гидроформилирования, которая протекает на карбонилах металлов (кобальта, ро дия, иридия, рутения, железа, марганца) и определяет основные технико-эконо мические показатели различных технологических схем.
Особенностью гидроформилирования олефинов (за исключением этилена) является образование продуктов как нормального, так и изостроения. Следова тельно, реакция протекает как по правилу Марковникова, так и против него.
В условиях как гомогенного, так и гетерогенного катализа реакция гидро формилирования протекает с участием ^-электронной оболочки переходных металлов. В частности, карбонильные комплексы переходных металлов пред ставляют собой богатые энергией соединения с лабильными электронными свя зями.
За время существования процесса оксосинтеза было предложено множество различных вариантов его механизма. Однако механизм взаимодействия суб страта (карбонилируемого соединения) с катализатором (гидридами комплек сов переходных металлов) оказался сложным и до сих пор точно не установлен. Возможен как диссоциативный, так и ассоциативный механизм. Вместе с тем установлено, что:
S комплексные катализаторы обладают электронно-акцепторными свойст вами;
269
V каталитическая реакция на них может протекать либо по диссоциативно му, либо по ассоциативному механизму;
V каталитический акт может начинаться с образования п- или о-связи меж ду металлом комплекса и субстратом.
Механизм реакции гидроформилирования ведущий кнеразветвленным аль дегидам на родиевых катализаторах в интерпретации Уилкинсона и сотр. пред
ставлен |
на |
схеме: |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
н. |
|
. с о |
R |
Ph3P |
H |
R |
Ph3P |
|
|
CHXH7R |
|
|
|
|
if |
I |
|
|
|
|||||
|
|
|
X |
СО |
|
X |
CO |
CO" |
Rh ^ |
|
‘ |
||
|
|
|
Ph3P |
|
|
CO |
VI |
VII |
|
CO |
|||
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
||
|
|
|
|
tl- R h 3P |
R |
|
|
|
|
tl+ P h,P |
|||
Ph,P^ I |
^CO Ph,P |
ph3P |
|
.СО |
Ph3P |
нI |
^ R |
Ph,P |
CHXH,R |
||||
|
Ir |
Ph3P |
I3 |
||||||||||
Ph,P |
Rh^ |
/ Rh \ |
CO |
|
X |
CO |
X |
|
" ~ |
||||
I |
CO |
Ph,P |
|
|
Ph3P |
c l) |
CO |
|
CO |
||||
3 |
Ph3P |
3 |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
XIII |
|
|
IV |
|
|
|
XI |
|
|
VIII |
|
|
|
|
|
H |
tl+co |
|
Ph,P^ |
H |
H |
+H2 Ph3P |
tl |
|
COCHXH,R |
|
|
|
|
-Ph3P |
|
I |
|
|
||||||
|
|
|
X |
CO |
|
|
|
Rh |
|
» |
Rh |
|
|
|
|
Ph3P |
- COCH2CH2R PhjP^T^cO C H X H .R |
CO"' |
^PhjP |
||||||||
|
|
|
|
III |
|
|
|
XII |
|
IX |
|
|
|
|
|
|
|
и- HC1 |
|
|
|
|
|
II I C O |
|||
|
|
|
Ph,P |
H |
H |
+ H 20 |
Ph3P^ |
|
^CO |
Ph5P |
|
rOCH,CH,R |
|
|
|
|
|
|
Ph,P. |
I3 |
|
||||||
|
|
|
|
Rh^ |
|
.Rh; |
^Rhf |
- ‘ |
|||||
|
|
|
Ph.p' |
I |
Cl |
|
Ph3P |
|
Cl |
CO |
|
|
CO |
|
|
|
3 |
CO |
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
|
II |
|
|
|
|
|
|
X |
|
|
Она включает в себя ассоциативный (комплексы IV—XI—VIII) и диссоциа тивный (комплексы V— VI— VII— VIII) маршруты. Вклад каждого из них зависит от равновесия между соединениями XIII, IV, V. При избытке трифенилфосфина равновесие между комплексами Ии /Подвинуто в сторону последнего и преоб ладает ассоциативный механизм. Он обеспечивает высокую селективность по отношению к альдегидам неразветвленного строения. Это происходит из-за стерических затруднений, вызываемых трифенилфосфильными лигандами.
Экспериментальные данные об экстремальной зависимости скорости реак ции от концентрации РРИз в растворе (с повышением концентрации РРЬз ско рость проходит через максимум) хорошо соответствуют механизму, включаю щему в себя каталитически неактивный комплекс XIII. Олефиновые комплексы VIи AYбыстро превращаются в алкильные VII и VIII. Вслед за этим происходит стадия внедрения СО. Затем образовавшийся плоский квадратный комплекс IX претерпевает окислительное присоединение Нг с образованием координацион но-насыщенного комплекса XII. Последними стадиями являются перенос еще одного атома водорода к углеродному атому ацильной группы в ЛУ/и восстано вительное элиминирование с выделением альдегида и регенерацией комплекса III. Иногда наблюдаемое при избытке СО ингибирование реакции связано с об разованием комплекса X.
270