Способ получения c*001-c*002-алкил-трет-c*004-c*005- алкиловых эфиров
Изобретение относится к области получения С1-C2-алкил-трет-С4-C5-алкиленовых эфиров, которые могут быть использованы как высокооктановые добавки к моторным топливам. Сущность изобретения: подвергают взаимодействию С1-C2-спирты и С3-C4 -изоолефины при повышенной температуре и давлении в присутствии кислотного гетерогенного катализатора. В прямоточном реакторе с последующим разделением полученной реакционной смеси на паровой и жидкостный потоки с направлением их в зону ректификации, причем паровой поток подают на 3-30 тарелок или на 0,5-10 м ниже точки подачи жидкостного потока.
Предлагаемое изобретение относится к области получения алкил-трет-алкиловых эфиров, используемых в качестве высокооктановых компонентов моторных топлив или в качестве промежуточных продуктов в процессах выделения изоолефинов, например изобутилена, пригодных в качестве мономеров для получения каучуков.
Известен способ получения алкил-трет-алкиловых эфиров из спирта и изоолефинсодержащего сырья в реакционно-ректификационном аппарате в присутствии ионитного катализатора при повышенной температуре и давлении [1] Применение реакционно-ректификационного реактора позволило снизить энергоемкость процесса за счет использования тепла реакции для разделения продуктов синтеза и преодолеть термодинамические ограничения равновесной реакции образования эфиров за счет противотока реагентов и непрерывного вывода из реакционной зоны продуктов реакции. Конверсия изоолефинов в реакторе реакционно-ректификационного типа достигает 99% Наряду с высокой эффективностью указанный способ имеет некоторые недостатки. 1. При переработке фракций с содержанием изоолефина 40-60 в нижнем слое катализатора имеют место горячие точки с температурой более 90o. При указанных температурах активность катализатора снижается и через короткое время требуется трудоемкая операция по перегрузке реакторов. Расход катализатора увеличивается. 2. Конверсия изобутилена в реакторах реакционно-ректификационного типа при переработке фракций с высоким содержанием изоолефина не всегда удовлетворяет требованиям, предъявляемым к отработанной углеводородной фракции. В частности, при использовании отработанной С4-фракции для получения бутадиена окислительным дегидрированием бутиленов содержание изобутилена в С4-фракции должно cоставлять 0,1-0,5 мас. (в зависимости от концентрации н-бутиленов). В этом случае приходится снижать концентрацию изоолефина до 20 мас. что резко повышает энергоемкость процесса. Наиболее близким к предлагаемому способу по технической сущности и достигаемому результату является способ получения алкил-трет-алкиловых эфиров, согласно которому проводят синтез эфира из С4-углеводородов и метанола с последующим разделением полученной реакционной массы в ректификационной колонне [2] Указанный способ имеет следующий недостаток осуществление способа в прямоточном реакторе требует точной дозировки спирта. При повышенной или заниженной дозировке спирта концентрация эфира в товарном продукте снижается. Задачей настоящего изобретения является повышение качества производимых эфиров. Указанный результат достигается способом получения С1-C2-алкил-трет-С4-C5-алкиловых эфиров путем взаимодействия соответствующих спиртов и изоолефинов при повышенной температуре и давлении в присутствии кислотного гетерогенного катализатора в прямоточном реакторе с последующей подачей полученной реакционной смеси в зону ректификации (нижняя ректификационная зона реакционно-ректификационного аппарата или колонна ректификации), в котором реакционную смесь предварительно разделяют на паровой и жидкостный потоки, причем паровой поток подают в ректификационную зону в точку, расположенную на 3-30 тарелок или 0,5-10 м ниже, чем точка подачи жидкостного потока. Ввиду того, что количество спирта в жидкостном потоке реакционной массы выше, чем количество спирта, образующее азеотроп с углеводородами, приходящими с этим потоком, значительное количество спирта "проваливается" в куб и попадает в товарный МТБЭ. Так как концентрация спирта в парообразном потоке меньше концентрации спирта, который мог бы уноситься азеотропом, образованным углеводородами, приходящими с этим потоком, то подача парового потока по предлагаемому способу позволит избежать "провала" спирта в кубовый продукт и направить его либо в реакционную зону в случае использования реакционно-ректификационного реактора, либо в углеводородный поток в случае использования колонны ректификации. Предлагаемый способ позволит повысить качество алкил-трет-алкиловых эфиров: поддерживать в реакционных зонах небольшой избыток спирта и обеспечивать за счет этого избытка минимальный выход димеров изоолефина, соответствующий концентрации димеров изоолефина на уровне 0,1-0,3 мас. предотвратить попадание избытка спирта в кубовый продукт реакционно-ректификационного аппарата за счет подачи парового потока реакционной массы из прямоточного реактора в нижнюю часть реакционно-ректификационного аппарата или в колонну ректификации на 3-30 тарелок или на 0,5-10 м ниже точки подачи неиспаренной части реакционной массы, а также снизить расходный коэффициент по спирту. Установка синтеза алкил-трет-алкиловых эфиров состоит из прямоточного реактора испарительно-адиабатического типа, реакционно-ректификационного аппарата и узла регенерации метанола. Исходная С4-фракция и метанол смешиваются в заданном соотношении, подогреваются и подаются в реактор испарительно-адиабатического типа. Реактор испарительно-адиабатического типа представляет собой вертикальный аппарат с расположенным на опорных решетках катализатором и имеющий эффективную сепарационную зону для разделения парового и жидкого потоков. Реакционная масса, выходящая из прямоточного реактора двумя потоками (паровым и жидким), направляется в реакционно-ректификационный аппарат. В реакционно-ректификационном аппарате сформированы три зоны: нижняя ректификационная зона (предназначена для ректификации алкил-трет-алкиловых эфиров от углеводородов и спиртов); средняя реакционно-ректификационная зона (предназначена для синтеза и разделения продуктов реакции); верхняя ректификационная зона (предназначенная для ректификации углеводородов от спиртов и эфиров). Реакционная масса, выходящая из прямоточного реактора двумя потоками - паровым и жидкостным, направляется в нижнюю ректификационную зону реакционно-ректификационного аппарата, причем паровой поток подается ниже точки ввода жидкостного потока на 3-30 тарелок. Одновременно в нижнюю часть верхней ректификационной зоны (2-3-я тарелка снизу) подается дополнительное количество спирта необходимое для доисчерпывания изоолефина. В реакционно-ректификационном аппарате происходят доисчерпывание изоолефина и разделение продуктов реакции. С верха колонны каталитической дистилляции отбирается азеотроп углеводороды спирт, из куба товарный эфир. Углеводородная фракция, содержащая спирт, направляется в колонну водной отмывки углеводородной фракции от спирта. С верха колонны отбирается отработанная углеводородная фракция, а из куба вода, содержащая спирт. Водно-спиртовой раствор поступает в колонну ректификации, где дистиллятом отбирается спирт, возвращаемый в узел синтеза эфиров. Пример 1. Синтез метил-трет-бутилового эфира (МТБЭ). Опыт проводился на установке, описанной выше. Катализатор продукт сульфирования композиции на основе сополимера стирола с дивинилбензолом (70%) и полиэтилена (30%), формованный в виде цилиндров с диаметром 3-5 мм, длиной 5-10 мм. Режим работы прямоточного реактора: Температура питания 50oС Температура в слое катализатора 70-85oС Температура верха 85oСДавление 0,9 МПа
Мольное соотношение метанол:изобутилен 0,86:1
Объемная скорость подачи исходных реагентов 2 л/л кат. час
Режим работы реакционно-ректификационного аппарата:
Температура питания 85oС
Температура верха 60oС
Температура куба 135oС
Температура в слое катализатора 65-70oС
Давление верха 7,5 МПа
Давление куба 8,0 МПа
Мольное соотношение метанол:изобутилен 1,3:1
Объемная скорость подачи питания 0,5 л/л кат.час
50 кг/час исходной изобутиленсодержащей С4-фракции с составом: изобутилен 40 мас. инертные С4-углеводороды (смесь С4 углеводородов, не принимающих участия в реакциях: изобутан, н-бутан, н-бутены, далее сокращенно инерт), 60 мас. непрерывно смешивалась с метанолом, который подавался в количестве 9,8 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. Полученная исходная реакционная смесь с составом:
Инерт 50,1 мас. Изобутилен 33,5 мас. Метанол 16,4 мас. подогревалась до 50oC и поступала в нижнюю часть прямоточного реактора. Тепло, выделившееся в результате реакции метанола с изобутиленом, расходовалось на разогрев реакционной смеси от исходной (50oC) до конечной (85oC) температуры и на испарение части реакционной массы. Реакционная масса выводилась из прямоточного реактора двумя потоками:
жидкостным потоком в количестве 32б7 кг/час с составом:
Инерт 31,1 мас. Изобутилен 6,3 мас. Метанол 1,8 мас. МТБЭ 59,8 мас. ТБС 0,1 мас. Димеры изобутилена 0,3 мас. и паровым потоком в количестве 27,1 кг/час с составом:
Инерт 72,1 мас. Изобутилен 10,3 мас. Метанол 2,2 мас. МТБЭ 14,3 мас. Оба потока реакционной массы поступали в нижнюю ректификационную зону реакционно-ректификационного аппарата, жидкостный поток поступал на 3-ью тарелку (счет сверху), паровой поток поступал на 33-ью тарелку (счет сверху). Одновременно в верхнюю ректификационную зону, на 3-ью тарелку (счет снизу), подавался метанол в количестве 2,4 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. С верха реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 31,1 кг/час С4 фракции с составом:
Инерт 96,4 мас. Изобутилен 0,6 мас. Метанол 3,0 мас. Из куба реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 31,1 кг/час МТБЭ с составом:
МТБЭ 99,4 мас. Метанол 0,2 мас. Димеры изобутилена 0,3 мас. ТБС 0,1 мас. Углеводородная фракция, отбираемая с верха реакционно-ректификационного аппарата, поступала в колонну водной отмывки, откуда отмытая от метанола С4-фракция выводилась с установки, а водная фаза, содержащая 8-9 мас. метанола, подавалась в колонну ректификации метанола от воды. Отбираемый с верха колонны ректификации метанол в количестве 0,9 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. возвращается рециклом в узел синтеза МТБЭ. Пример 2. Синтез метил-трет-амилового эфира (МТАЭ). Опыт проводился на установке, описанной выше. Катализатор как в примере 1. Режим работы прямоточного реактора:
Температура питания 50oС
Температура в слое катализатора 70-80oС
Температура верха 80oС
Давление 0,42 МПа
Мольное отношение метанол:изоамилены 1,1:1
Объемная скорость подачи исходных реагентов 2 л/л кат. час
Режим работы реакционно-ректификационного аппарата:
Температура верха 60oС
Температура питания 80oС
Температура куба 135oС
Температура в слое катализатора 65oC70oС
Давление верха 0,30 МПа
Куба 0,35 МПа
Мольное отношение метанол:изоамилены 3,6:1
Объемная скорость подачи питания 0,5 л/л кат.час
50 кг/час исходной изоамиленсодержащей С5-фракции с составом: изоамилены (содержат примерно 30% 2-метилбутен-1 и 70% 2-метилбутен-2) 30 мас. инертные углеводороды (смесь C5 углеводородов, не вступающих в реакцию или дающих побочные продукты в незначительных количествах изопентан, 3-метилбутен-1б н-пентан, пентен-1, петен-2, изопрен) 70 мас. непрерывно смешивалась с метанолом, подававшимся в количестве 10,3 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. Полученная исходная реакционная смесь подогревалась до 50oC и поступала в нижнюю часть прямоточного реактора. Реакционная масса выводилась из прямоточного реактора двумя потоками:
жидкостным потоком в количестве 57,6 кг/час с составом:
Инерт 57,4 мас. Изоамилены 5,8 мас. Метанол 8,3 мас. МТАЭ 28,2 мас. Трет-амиловый спирт 0,1 мас. Димеры изоамиленов 0,1 мас. Димеры диенов 0,1 мас. и паровым потоком в количестве 2,7 кг/час с составом:
Инерт 74,2 мас. Изоамилены 9,1 мас. Метанол 12,1 мас. МТАЭ 6,6 мас. Оба потока реакционной массы поступали в нижнюю ректификационную зону реакционно-ректификационного аппарата, жидкостный поток поступал на 3-ю тарелку (счет сверху), паровой поток поступал на 6-ю тарелку (счет сверху). Одновременно в верхнюю ректификационную зону на 3-ю тарелку (счет с куба) подавался метанол в количестве 1,3 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. С верха реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 40,1 кг/час С5-фракции с составом:
Инерт 87,21 мас. Изоамилены 0,8 мас. Метанол 12,0 мас. Из куба реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 21,6 кг/час МТАЭ с составом:
МТАЭ 99,2 мас. Метанол
0,2 мас. Третамиловый спирт 0,2 мас. Димеры изоамиленов 0,2 мас. Димеры диенов 0,2 мас. Углеводородная фракция, отбираемая с верха реакционно-ректификационного аппарата, поступала в узел рекуперации метанола, как в примере 1. С узла рекуперации выводился метанол в количестве 3,5 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. и возвращался в узел синтеза МТАЭ. Пример 3. Синтез этил-трет-бутилового эфира (ЭТБЭ). Опыт проводился на установке, описанной выше. Катализатор как в примере 1. Режим работы прямоточного реактора:
Температура питания 50oС
Температура в слое катализатора 70-80oС
Температура верха 80oС
Давление 1,0 МПа
Мольное отношение этанол; изобутилен 0,85:1
Объемная скорость подачи исходных реагентов 1,5 л/л кат. час
Режим работы реакционно-ректификационного аппарата:
Температура питания 80oС
Температура верха 60oС
Температура куба 135oС
Температура в слое катализатора 65-70oС
Давление верха 0,75 МПа
Куба 0,80 МПа
Мольное отношение этанол:изобутилен 0,8:1
Объемная скорость подачи питания 0,375 л/л кат.час
37,5 кг/час исходной изобутиленсодержащей С4-фракции с составом:
Изобутилен 40 мас:
Инертные углеводороды 60 мас. непрерывно смешивалось с этанолом, подававшимся в количестве 10,2 кг/час с составом:
Этанол 99,5 мас. Вода 0,5 мас. Полученная исходная реакционная смесь подогревалась до 50oC и поступала в нижнюю часть прямоточного реактора. Реакционная масса выводилась из прямоточного реактора двумя потоками:
жидкостным потоком в количестве 30,6 кг/час с составом:
Инерт 62,0 мас. Изобутилен 15,3 мас. Этанол 2,0 мас. ЭТБЭ 20,7 мас. и паровым потоком в количестве 17,2 кг/час с составом:
Инерт 35,5 мас. Изобутилен 7,5 мас. Этанол 2,1 мас. ЭТБЭ 54,9 мас. Оба потока реакционной массы поступали в нижнюю ректификационную зону реакционно-ректификационного аппарата, жидкостной поток поступал на 3-ью тарелку (счет сверху), паровой поток поступает на 15-ю тарелку (счет сверху). Одновременно в верхнюю ректификационную зону на 3-ью тарелку (счет с куба) подавался этанол в количестве 2,1 кг/час с составом:
Этанол 99,5 мас. Вода 0,5 мас. С верха реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 22,8 кг/час С4-фракции с составом:
Инерт 98,7 мас. Изобутилен 0,8 мас. Этанол 0,5 мас. Из куба реакционно-ректификационного аппарата отбиралось 27,0 кг/час ЭТБЭ с составом:
ЭТБЭ 99,3 мас. Этанол 0,2 мас. ТБС 0,2 мас. Димеры 0,3 мас. Углеводородная фракция, отбираемая с верха реакционно-ректификационного аппарата, поступала в узел рекуперации этанола. С узла рекуперации выводится этанол в количестве 0,1 кг/час с составом:
Этанол 99,5 мас. Вода 0,5 мас. который поступает в узел синтеза ЭТБЭ. Пример 4. Синтез метил-трет-бутилового эфира (МТБЭ) проводился на установке, состоящей из реактора испарительно-адиабатического типа и ректификационной колонны разделения непрореагировавших углеводородов С4 и продуктов реакции. Использовался катализатор, как в примере 1. Режим работы прямоточного реактора:
Температура питания 50oС
Температура в слое катализатора 70-90oС
Температура верха 90oС
Давление 0,95 МПа
Мольное отношение метанол:изобутилен 0,86:1
Объемная скорость подачи исходных реагентов 1,5 л/л кат.час. Режим работы ректификационной колонны разделения:
Температура питания 90oС
Температура верха 60oС
Температура куба 135oС
Давление верха 0,75 МПа
Давление куба 0,80 МПа
50 кг/час исходной изобутиленсодержащей С4-фракции с составом:
Изобутилен 40 мас. Инерт 60 мас. непрерывно смешивалось с метанолом, который подавался в количестве 10,3 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. Полученная исходная реакционная смесь подогревалась до 50oC и поступала в нижнюю часть прямоточного реактора. Тепло, выделявшееся в результате реакции метанола с изобутиленом, расходовалось на разогрев реакционной массы от исходной (50oC) до конечной (90oC) температуры и на испарение части реакционной массы. Реакционная масса выводилась из прямоточного реактора двумя потоками:
жидкостным потоком в количестве 32,9 кг/час с составом:
Инерт 31,1 мас. Изобутилен 6,2 мас. Метанол 2,4 мас. МТБЭ 59,8 мас. ТБС 0,1 мас. Димеры изобутилена 0,4 мас. и паровым потоком в количестве 27,4 кг/час с составом:
Инерт 72,1 мас. Изобутилен 10,3 мас. Метанол 2,3 мас. МТБЭ 14,3 мас. Оба потока реакционной массы поступали в ректификацинную колонну. Жидкостный поток поступал на 25-ю тарелку (счет с куба), а паровой поток на 15-ю тарелку (счет с куба). С верха ректификационной колонны отбиралось 35 кг/час С4-фракции с составом:
Инерт 85,5 мас. Изобутилен 13,9 мас. Метанол 2,6 мас. Из куба ректификационной колонны отбиралось 25,3 кг/час МТБЭ с составом:
МТБЭ 99,4 мас. Метанол 0,2 мас. Димеры изобутилена 0,3 мас. ТБС 0,1% мас. Углеводородная С4-фракция, отбираемая с верха ректификационной колонны разделения, поступала в колонну водной отмывки метанола, откуда отмытая от метанола С4-фракция выводилась с установки, а водная фаза, содержащая 8-9 мас. метанола, подавалась в колонну ректификации метанола от воды. Отбираемый с верха колонны ректификации метанол в количестве 0,9 кг/час с составом:
Метанол 99,95 мас. Вода 0,05 мас. возвращается рециклом в узел синтеза МТБЭ.
Формула изобретения