JP2845528B2 - Propylene production method - Google Patents
Propylene production methodInfo
- Publication number
- JP2845528B2 JP2845528B2 JP1326297A JP32629789A JP2845528B2 JP 2845528 B2 JP2845528 B2 JP 2845528B2 JP 1326297 A JP1326297 A JP 1326297A JP 32629789 A JP32629789 A JP 32629789A JP 2845528 B2 JP2845528 B2 JP 2845528B2
- Authority
- JP
- Japan
- Prior art keywords
- reactor
- isopropanol
- reaction
- heating
- catalyst layer
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
- Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
Description
【発明の詳細な説明】 ＜産業上の利用分野＞ 本発明は、プロピレンの製造方法に関し、特に、イソ
プロパノールの脱水反応により、高純度のプロピレンを
高収率で得ることができる方法に関する。Description: TECHNICAL FIELD The present invention relates to a method for producing propylene, and more particularly to a method capable of obtaining high-purity propylene in a high yield by a dehydration reaction of isopropanol.
＜従来の技術＞ オレフィン類の古典的な製造方法として、アルコール
類を硫酸等の強酸の存在下に脱水反応させる方法が知ら
れている。近年、オレフィン類は、主にナフサクラッキ
ングによって製造されているが、オレフィン類の製造原
料の多様化を図ったり、高純度のオレフィン類を得るた
めに、アルコール類の脱水によりオレフィン類を得る方
法、例えば、エタノールを脱水してエチレンを製造する
方法、ターシャリーブタノールを脱水して高純度イソブ
チレンを製造する方法などが各種提案されている。これ
らの方法においては、種々の触媒の利用が検討され、強
酸に比べて取扱が容易で反応器の材質上の制約が少なく
なるという点で、シリカアルミナやイオン交換樹脂等の
固体酸触媒を用いる方法が提案されている。また、脱水
反応は大きな吸熱を伴うため、高温で反応を行う必要が
あり、その反応方法についても種々検討されている。例
えば、エチレンの製造において、断熱型反応器を用いる
方法（特公昭59−19927号）、等温型反応器と断熱型反
応器を組合せて用いる方法（特開昭64−34929号）など
が提案されている。<Prior Art> As a classic production method of olefins, a method of dehydrating an alcohol in the presence of a strong acid such as sulfuric acid is known. In recent years, olefins are mainly produced by naphtha cracking, but in order to diversify the raw materials for producing olefins, or to obtain olefins of high purity, a method of obtaining olefins by dehydrating alcohols, For example, various methods have been proposed, including a method for producing ethylene by dehydrating ethanol and a method for producing high-purity isobutylene by dehydrating tertiary butanol. In these methods, the use of various catalysts is studied, and a solid acid catalyst such as silica alumina or an ion exchange resin is used because it is easier to handle and less restricts the material of the reactor than a strong acid. A method has been proposed. In addition, since the dehydration reaction involves a large endotherm, it is necessary to carry out the reaction at a high temperature, and various reaction methods have been studied. For example, in the production of ethylene, a method using an adiabatic reactor (JP-B-59-19927), a method using a combination of an isothermal reactor and an adiabatic reactor (JP-A-64-34929), and the like have been proposed. ing.
一方、従来、クメン法によるフェノール製造において
副生するアセトンは、その大部分がメチルメタクリレー
トの合成原料として利用されていた。しかし、近年、メ
チルメタクリレートの製法が他の合成原料を用いる方法
に転換されてきつつあるためこの副生アセトンの余剰対
策として、その有効利用の途が模索されており、そのア
セトンをイソプロパノールに変換した後、これを脱水反
応させてプロピレンを製造する方法が検討されている。On the other hand, in the past, most of acetone by-produced in phenol production by the cumene method has been used as a raw material for synthesizing methyl methacrylate. However, in recent years, since the method of producing methyl methacrylate has been converted to a method using other synthetic raw materials, as a countermeasure for surplus of this by-product acetone, a way of effective use thereof has been sought, and the acetone has been converted to isopropanol. Thereafter, a method of producing propylene by dehydrating the propylene is under study.
＜発明が解決しようとする課題＞ 前記のとおり、脱水反応に強酸を用いた場合には取扱
が不便であり、反応器の材質が限定されるという短所が
ある。さらに生成したオレフィン類がこれらの強酸の存
在下に反応し、例えば、重合して高分子化合物に変換さ
れたり、異性化してオレフィン以外の別の化合物に変換
されたりするために、結局、目的物であるオレフィン類
の収率が低下するという問題もあり、強酸の使用は好ま
しくない。<Problems to be Solved by the Invention> As described above, when a strong acid is used in the dehydration reaction, handling is inconvenient and the material of the reactor is limited. Furthermore, the formed olefins react in the presence of these strong acids, for example, they are polymerized to be converted to a high molecular compound, or areomerized to be converted to another compound other than the olefin, so that the desired product is eventually obtained. There is also a problem that the yield of olefins is reduced, and the use of a strong acid is not preferred.
一方、固体酸触媒を用いる方法においては、前記の通
り断熱型反応器、等温型反応器と断熱型反応器を組み合
わせて用いる方法などが提案されている。イソプロパノ
ールの脱水反応にこれらの方法を適用した場合、この脱
水反応は大きな吸熱を伴う反応であるために、断熱型反
応器を用いる方法では、予備加熱部において反応混合物
を極度に加熱する必要がある。しかし、イソプロパノー
ルは熱安定性が悪く、400℃以上では熱分解しやすいた
めイソプロパノールが熱分解によりアセトンになり、触
媒中で分解して重質化して収率の低下を招くと共に触媒
の活性を低下させ、さらに高純度のプロピレンが得られ
ない恐れがある。また、イソプロパノール自身が予備加
熱部分でコーキングを起して目詰まりの原因となり反応
に重大な支障を引き起こすことになる。On the other hand, in the method using a solid acid catalyst, as described above, an adiabatic reactor, a method using a combination of an isothermal reactor and an adiabatic reactor, and the like have been proposed. When these methods are applied to the dehydration reaction of isopropanol, since the dehydration reaction is a reaction involving a large endotherm, it is necessary to extremely heat the reaction mixture in the preheating section in the method using the adiabatic reactor. . However, isopropanol has poor thermal stability and easily decomposes at 400 ° C or higher, so isopropanol becomes acetone by thermal decomposition, decomposes in the catalyst and becomes heavier, causing a decrease in yield and lowering the activity of the catalyst. And there is a possibility that high-purity propylene cannot be obtained. In addition, isopropanol itself causes caulking in the preheated portion, causing clogging, and seriously hindering the reaction.
そこで本発明の目的は、イソプロパノールから高収率
で高純度のプロピレンを製造することができる方法を提
供することにある。Therefore, an object of the present invention is to provide a method capable of producing high-purity propylene in high yield from isopropanol.
＜課題を解決するための手段＞ 本発明は前記課題を解決するために、γ−アルミナ触
媒を充填してなる高さ１〜30mの固定触媒層を有し、内
径が0.5〜10cmの反応器に、クメン法によりフェノール
を製造する際に副生するアセトンを水素化することによ
り得られるイソプロパノールを含む原料混合物を供給
し、熱媒を用いて触媒層を200〜400℃に均一に加熱し
て、固定床気相反応を行わせることを特徴とするプロピ
レンの製造方法を提供するものである。<Means for Solving the Problems> In order to solve the above problems, the present invention provides a reactor having a fixed catalyst layer having a height of 1 to 30 m and filled with a γ-alumina catalyst and having an inner diameter of 0.5 to 10 cm. A raw material mixture containing isopropanol obtained by hydrogenating acetone produced as a by-product when producing phenol by the cumene method is supplied, and the catalyst layer is uniformly heated to 200 to 400 ° C. using a heat medium. And a method for producing propylene, characterized in that a fixed bed gas phase reaction is carried out.
本発明の方法で用いられる原料混合物の主成分である
イソプロパノールは、クメン法によるフェノール製造に
おいて副生されるアセトンを適当な方法で水素化して得
られるイソプロパノールを利用するものであり、この点
で、工業的に有利である。Isopropanol, which is the main component of the raw material mixture used in the method of the present invention, utilizes isopropanol obtained by hydrogenating acetone produced as a by-product in phenol production by the cumene method by an appropriate method. It is industrially advantageous.
反応器へのイソプロパノールの供給量は、通常、LHSV
で0.1〜10hr-1、好ましくは0.5〜3hr-1程度である。The amount of isopropanol supplied to the reactor is usually LHSV
0.1 to 10 hr -1 , preferably about 0.5 to 3 hr -1 .
また、本発明で用いられる原料混合物は、イソプロパ
ノールの他に、イソプロパノールの脱水反応によって生
成したプロピレンを含む反応生成物を反応系内から速や
かに排出させるため、イソプロパノールの脱水反応に不
活性なガス状物質を含有していてもよい。このようなガ
ス状物質としては、例えば、窒素、ヘリウム、アルゴン
等が挙げられる。またこのガス状物質には反応器に供給
される前は液状物であっても、反応器内の反応条件下に
おいてガス状になる物質が含まれる。このような物質と
しては、例えば、ペンタン、ヘキサンなどが挙げられ
る。The raw material mixture used in the present invention is, in addition to isopropanol, a reaction product containing propylene generated by the dehydration reaction of isopropanol is quickly discharged from the reaction system. It may contain a substance. Examples of such a gaseous substance include nitrogen, helium, and argon. The gaseous substance includes a substance which becomes a gas under the reaction conditions in the reactor even if it is a liquid before being supplied to the reactor. Examples of such a substance include pentane and hexane.
このガス状物質をイソプロパノールと混合して反応器
に供給する場合、その使用量は通常、イソプロパノール
１モルに対して0.05〜10モルの範囲が好ましい。ガス状
物質の使用量が多すぎると、反応生成物であるプロピレ
ンと水の混合物から多量の不活性ガスを分離させ反応器
に循環する必要が生じ、分離コストおよび循環に要する
コストが高くなるなどの経済的な不利益を生じる。When this gaseous substance is mixed with isopropanol and supplied to the reactor, the amount of the gaseous substance used is usually preferably in the range of 0.05 to 10 mol per 1 mol of isopropanol. If the amount of gaseous substances used is too large, it is necessary to separate a large amount of inert gas from the reaction product mixture of propylene and water and to circulate the gas into the reactor, which increases the separation cost and the cost required for circulation. Causes economic disadvantages.
本発明で固定触媒層に用いられる触媒は、イソプロパ
ノールを脱水反応させる固体触媒であり、γ−アルミナ
触媒である。The catalyst used for the fixed catalyst layer in the present invention is a solid catalyst for dehydrating isopropanol, and is a γ-alumina catalyst.
使用される触媒の形態は、固定触媒層を形成できるも
のであればよく、特に限定されない。例えば、タブレッ
ト型、リング型、球状型、円柱状押し出し型、三つ葉状
押し出し型、顆粒型等が挙げられ、触媒強度が大きく、
反応管への均一な充填が可能であるという点で、球状
型、タブレット型、押し出し型が好ましい。The form of the catalyst used is not particularly limited as long as it can form a fixed catalyst layer. For example, tablet type, ring type, spherical type, cylindrical extrusion type, trefoil extrusion type, granule type and the like are mentioned, and the catalyst strength is large,
The spherical type, the tablet type, and the extrusion type are preferable in that the uniform filling in the reaction tube is possible.
この触媒を反応器に充填して形成される固定触媒層の
高さは、後記のとおり、反応器の内径が細いほど望まし
いことから、触媒容積を大きくし、触媒量を確保するた
めに、１〜30mであり、好ましくは２〜20mである。As described below, the height of the fixed catalyst layer formed by filling the catalyst into the reactor is desirably smaller as the inner diameter of the reactor is smaller. Therefore, in order to increase the catalyst volume and secure the catalyst amount, 3030 m, preferably 2-20 m.
本発明の方法で用いられる反応器は、外部から熱媒を
用いて均一に加熱できる構造のものであればよく、特に
制限されない。例えば、反応管の外側に配設したジャケ
ットに熱媒を通す方式、熱媒を満たした恒温槽中に反応
管を浸漬する方式等の外部加熱方式：反応管内部に熱媒
を通したり、内部をヒーターで加熱する方式等の内部加
熱方式；外部加熱と内部加熱を組合せた複合加熱方式な
どが挙げられる。The reactor used in the method of the present invention is not particularly limited as long as it has a structure that can be uniformly heated from outside using a heat medium. For example, a method in which a heating medium is passed through a jacket provided outside the reaction tube, a method in which the reaction tube is immersed in a constant temperature bath filled with the heating medium, etc. Internal heating method such as a method of heating with a heater; a combined heating method in which external heating and internal heating are combined.
また、この反応器は、反応器と一体または別体に構成
される予備加熱部を有していてもよい。In addition, this reactor may have a preheating unit that is configured integrally with or separate from the reactor.
この反応器の内径は、加熱の熱効率の点からは、細い
ものが望ましいが、生産性と触媒の充填効率の点で、0.
5〜10cmであり、特に２〜8cmが好ましい。The inner diameter of the reactor is desirably small from the viewpoint of the heat efficiency of heating, but is not preferable in terms of productivity and catalyst charging efficiency.
It is 5 to 10 cm, particularly preferably 2 to 8 cm.
また、この反応器は、前記内径を有する単独の反応管
からなるものであっても、複数の反応管を並列に接続し
て構成されるものでもよい。反応器が複数の反応管で構
成される場合、共通の熱媒で加熱してもよいし、それぞ
れの反応管を個別に加熱してもよい。The reactor may be constituted by a single reaction tube having the above inner diameter, or may be constituted by connecting a plurality of reaction tubes in parallel. When the reactor is composed of a plurality of reaction tubes, heating may be performed using a common heat medium, or each reaction tube may be individually heated.
熱媒による加熱の温度は、200〜400℃であり、特に原
料イソプロパノールとしてアセトンを水素化して得られ
たものを使用する場合には、微量の不純物が含有されて
いるため、350℃以下にするのが好ましい。The temperature of heating with a heating medium is 200 to 400 ° C, especially when using a material obtained by hydrogenating acetone as a raw material isopropanol, since it contains a trace amount of impurities, the temperature is set to 350 ° C or less. Is preferred.
また、反応器が予備加熱部と一体になった構造の場合
には、予備加熱部における加熱温度は、反応器の加熱温
度と同じにすればよい。また、予備加熱部が反応器と別
体に構成される場合も予備加熱部の温度はイソプロパノ
ールの分解を抑制するために350℃以下にすることが好
ましい。In the case where the reactor has a structure integrated with the preheating unit, the heating temperature in the preheating unit may be the same as the heating temperature of the reactor. Also, when the preheating unit is formed separately from the reactor, the temperature of the preheating unit is preferably set to 350 ° C. or lower in order to suppress the decomposition of isopropanol.
加熱に用いられる熱媒は、反応器を均一に加熱できる
ものであればよく、特に制限されない。例えば溶融塩、
ホットオイル、電気ヒーター、スチーム、火炎等が挙げ
られる。ホットオイルとしては、例えば、ダウサムＡ、
モービルサーム600、日赤ハイサーム＃10、サームエス3
00、サームエス600などが挙げられる。また、溶融塩と
しては、例えば、Neo SK−SALT（綜研化学（株）製）な
どが挙げられる。The heating medium used for heating is not particularly limited as long as it can uniformly heat the reactor. For example, molten salt,
Hot oil, electric heater, steam, flame and the like can be mentioned. As hot oil, for example, Dowsome A,
Mobile Therm 600, JRCS High Therm # 10, Therm S3
00 and Therms 600. Examples of the molten salt include Neo SK-SALT (manufactured by Soken Chemical Co., Ltd.).
反応器における圧力は、反応系内が気相状態になる圧
力であればよく、減圧、常圧、加圧のいずれでもよく、
特に限定されないが、十分な反応速度が得られる点で25
atm以下にするのが好ましい。The pressure in the reactor may be any pressure as long as the inside of the reaction system is in a gaseous state, and may be any of reduced pressure, normal pressure, and pressurized.
Although not particularly limited, a sufficient reaction rate can be obtained.
It is preferred to be atm or less.
反応は、連続式で行われる。 The reaction is performed in a continuous manner.
反応混合物の流通方向は、上昇流、下向流のいずれで
もよい。The flow direction of the reaction mixture may be either an upward flow or a downward flow.
＜実施例＞ 以下、本発明の実施例および比較例を挙げて本発明を
具体的に説明する。<Example> Hereinafter, the present invention will be specifically described with reference to examples and comparative examples of the present invention.
（実施例１） 外部に予熱装置を接続した、内径38.4mm、長さ4800mm
のSUS316製の加熱ジャケット付縦型管状反応器の中間部
に、粒径3mmφの球状γ−アルミナ触媒5000mlを充填し
て高さ4300mmの触媒層を形成した。予熱装置の温度を19
0℃に調節し、加熱ジャケットに320℃のNeo SK−SALT
（綜研化学（株）製）を流通させて、反応器全体を均一
に320℃に加熱し、内圧18kg/cm2Gとした。イソプロパノ
ールを予熱装置に通して190℃に予熱した後、5000ml/hr
（LHSV 1.0hr-1）の流速で反応器頂部から供給して反
応させた。反応器底部から排出される気液混合物を液状
反応混合物とガス状生成物に分離させた。反応器頂部か
らイソプロパノールの供給を開始した後、８時間経過し
た時点での、反応器底部から排出されてくる気液混合物
中の液状反応混合物、ガス状生成物の量は、１時間当り
の平均で1180g/hr、1610/hrであった。このときの触
媒層入口の温度は186℃、触媒層出口の温度は311℃であ
った。(Example 1) Externally connected preheating device, inner diameter 38.4mm, length 4800mm
Was filled with 5,000 ml of a spherical γ-alumina catalyst having a particle diameter of 3 mm to form a catalyst layer having a height of 4300 mm. Preheater temperature 19
Adjust the temperature to 0 ° C and place the Neo SK-SALT at 320 ° C on the heating jacket.
(Manufactured by Soken Chemical Co., Ltd.), and the entire reactor was uniformly heated to 320 ° C. to an internal pressure of 18 kg / cm 2 G. After pre-heating isopropanol to 190 ° C through a pre-heating device, 5000ml / hr
(LHSV 1.0 hr -1 ) was supplied at the top of the reactor at a flow rate to cause a reaction. The gas-liquid mixture discharged from the bottom of the reactor was separated into a liquid reaction mixture and a gaseous product. The amount of the liquid reaction mixture and the gaseous product in the gas-liquid mixture discharged from the bottom of the reactor after 8 hours from the start of the supply of isopropanol from the top of the reactor, averaged per hour. Were 1180 g / hr and 1610 / hr. At this time, the temperature at the catalyst layer inlet was 186 ° C., and the temperature at the catalyst layer outlet was 311 ° C.
得られた液状反応混合物およびガス状生成物をガスク
ロマトグラフィによって分析し、イソプロパノール脱水
反応の反応成績を求めた。その結果、イソプロパノール
の転化率99.3mol％、プロピレン選択率99.5mol％であ
り、副生成物であるアセトンの選択率0.1mol％、またジ
イソプロピルエーテルの選択率0.06mol％であった。ま
た、ガス状生成物中のプロピレンの純度は99.8mol％で
あった。The obtained liquid reaction mixture and gaseous product were analyzed by gas chromatography to determine the reaction result of isopropanol dehydration reaction. As a result, the conversion of isopropanol was 99.3 mol%, the selectivity of propylene was 99.5 mol%, the selectivity of acetone as a by-product was 0.1 mol%, and the selectivity of diisopropyl ether was 0.06 mol%. The purity of propylene in the gaseous product was 99.8 mol%.
（実施例２） 実施例１と同じ構成の反応器において、予熱装置の温
度を300℃、加熱部の温度を330℃および内圧を18kg/cm2
Gに調節した。イソプロパノールを予熱装置に通して300
℃に予熱した後、7500ml/hr（LHSV 1.5hr-1）の流速で
反応器頂部から供給して反応させた。反応器底部から排
出される気液混合物を液状反応混合物とガス状生成物に
分離させた。反応器頂部からイソプロパノールの供給開
始後８時間経過した時点での触媒層入口の温度は300
℃、触媒層出口の温度は319℃であった。このとき、得
られる液状反応混合物およびガス状生成物をガスクロマ
トグラフィによって分析し、イソプロパノール脱水反応
の反応成績を求めた。その結果、イソプロパノールの転
化率99.3mol％、プロピレンの選択率99.7mol％であり、
副生成物であるアセトンの選択率0.07mol％、ジイソプ
ロピルエーテルの選択率0.09mol％であった。(Example 2) In a reactor having the same configuration as in Example 1, the temperature of the preheating device was set to 300 ° C, the temperature of the heating unit was set to 330 ° C, and the internal pressure was set to 18 kg / cm 2.
Adjusted to G. Pass the isopropanol through the preheating device to 300
After preheating to ° C., the reaction was carried out by supplying from the top of the reactor at a flow rate of 7500 ml / hr (LHSV 1.5 hr -1 ). The gas-liquid mixture discharged from the bottom of the reactor was separated into a liquid reaction mixture and a gaseous product. After 8 hours from the start of the supply of isopropanol from the top of the reactor, the temperature at the catalyst layer inlet was 300
° C and the temperature at the catalyst layer outlet was 319 ° C. At this time, the obtained liquid reaction mixture and gaseous product were analyzed by gas chromatography, and the reaction result of isopropanol dehydration reaction was obtained. As a result, the conversion of isopropanol was 99.3 mol%, and the selectivity of propylene was 99.7 mol%.
The selectivity for the by-product acetone was 0.07 mol%, and the selectivity for diisopropyl ether was 0.09 mol%.
（実施例３） 実施例１と同じ構成の反応器において、予熱装置の温
度を300℃、加熱ジャケット部に流通させる熱媒の温度
を330℃に、および内圧を18kg/cm2Gに調節した。クメン
法によるフェノール製造工程で副生したアセトンを水素
化して得られたイソプロパノール（純度:97.3％）を、
予熱装置に通して予熱した後、7500ml/hr（LHSV 1.5hr
-1）の流速で反応器頂部から供給して反応させた。反応
器底部から排出される気液混合物を液状反応混合物とガ
ス状生成物に分離させた。反応器頂部からイソプロパノ
ールの供給開始後８時間経過した時点での触媒層入口の
温度は300℃、触媒層出口の温度は319℃であった。この
とき、得られる液状反応混合物およびガス状生成物をガ
スクロマトグラフィによって分析し、イソプロパノール
脱水反応の反応成績を求めた。その結果、イソプロパノ
ールの転化率99.2mol％、プロピレンの選択率99.6mol％
であり、副生成物であるアセトンの選択率0.03mol％、
ジイソプロピルエーテルの選択率0.02mol％であった。(Example 3) In a reactor having the same configuration as in Example 1, the temperature of the preheating device was adjusted to 300 ° C, the temperature of the heat medium flowing through the heating jacket was adjusted to 330 ° C, and the internal pressure was adjusted to 18 kg / cm 2 G. . Isopropanol (purity: 97.3%) obtained by hydrogenating acetone by-produced in the phenol production process by the cumene method,
7500ml / hr (LHSV 1.5hr
The reaction was carried out at a flow rate of -1 ) from the top of the reactor. The gas-liquid mixture discharged from the bottom of the reactor was separated into a liquid reaction mixture and a gaseous product. After 8 hours from the start of the supply of isopropanol from the top of the reactor, the temperature at the catalyst layer inlet was 300 ° C and the temperature at the catalyst layer outlet was 319 ° C. At this time, the obtained liquid reaction mixture and gaseous product were analyzed by gas chromatography, and the reaction result of isopropanol dehydration reaction was obtained. As a result, the conversion of isopropanol was 99.2 mol%, and the selectivity of propylene was 99.6 mol%.
Is a selectivity of 0.03 mol% of acetone as a by-product,
The selectivity for diisopropyl ether was 0.02 mol%.
（比較例１） 予熱装置を接続した、内径25.4mm、長さ4000mmのSUS3
16製の縦型管状反応器のほぼ中間部に、粒径3mmの球状
γ−アルミナ1500mlを充填して高さ1300mmの触媒層を形
成した。予熱装置の温度を250℃に調節し、電気炉によ
り触媒層が410℃になるように加熱し内圧18kg/cm2Gとし
た。イソプロパノールを予熱装置に通して予熱した後、
1500ml/hr（LHSV 1hr-1）の流速で反応器頂部から供給
して反応させた。反応器底部から排出される気液混合物
を液状反応混合物とガス状生成物に分離させた。反応器
頂部からイソプロパノールの供給開始後８時間経過した
時点での触媒層入口の温度は282℃、触媒層出口の温度
は390℃であった。このとき、得られる液状反応混合物
およびガス状生成物をガスクロマトグラフィによって分
析し、イソプロパノール脱水反応の反応成績を求めた。
その結果、イソプロパノールの転化率99.6mol％、プロ
ピレンの選択率90.6mol％であり、また副生物としてア
セトンが4.3mol％生成していた。また、液状反応混合物
中には、反応器中で生起した重合反応の生成物である黄
色の油分が2.8重量％含有されていた。得られたガス状
生成物中のプロピレンの含有率は97.5mol％であった。(Comparative Example 1) SUS3 with an inner diameter of 25.4 mm and a length of 4000 mm connected to a preheating device
A catalyst layer having a height of 1300 mm was formed by filling 1500 ml of a spherical γ-alumina having a particle diameter of 3 mm almost in the middle of a 16-tube vertical tubular reactor. The temperature of the preheating device was adjusted to 250 ° C., and the catalyst layer was heated to 410 ° C. by an electric furnace to obtain an internal pressure of 18 kg / cm 2 G. After pre-heating isopropanol through a pre-heating device,
The reaction was carried out by supplying from the top of the reactor at a flow rate of 1500 ml / hr (LHSV 1 hr -1 ). The gas-liquid mixture discharged from the bottom of the reactor was separated into a liquid reaction mixture and a gaseous product. The temperature at the catalyst layer inlet was 282 ° C. and the temperature at the catalyst layer outlet was 390 ° C. 8 hours after the start of the supply of isopropanol from the top of the reactor. At this time, the obtained liquid reaction mixture and gaseous product were analyzed by gas chromatography, and the reaction result of isopropanol dehydration reaction was obtained.
As a result, the conversion of isopropanol was 99.6 mol%, the selectivity of propylene was 90.6 mol%, and 4.3 mol% of acetone was produced as a by-product. Further, the liquid reaction mixture contained 2.8% by weight of a yellow oil component which was a product of a polymerization reaction generated in the reactor. The content of propylene in the obtained gaseous product was 97.5 mol%.
＜発明の効果＞ 本発明の方法によれば、イソプロパノールを脱水して
高収率、高効率で高純度のプロピレンを製造することが
できる。また、クメン法によるフェノール製造工程にお
いて副生するアセトンを水素化して得られるイソプロパ
ノールを利用すれば、この副生アセトンを有効利用する
方途が得られ、好都合である。<Effect of the Invention> According to the method of the present invention, propylene with high yield, high efficiency and high purity can be produced by dehydrating isopropanol. In addition, if isopropanol obtained by hydrogenating acetone produced as a by-product in the phenol production step by the cumene method is used, a method for effectively utilizing the acetone produced as a by-product is obtained, which is convenient.
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (72)発明者 安原 充樹 千葉県市原市千種海岸３番地 三井石油 化学工業株式会社内 (56)参考文献 特開 平１−231932（ＪＰ，Ａ) 特公 昭39−30263（ＪＰ，Ｂ１) (58)調査した分野(Int.Cl.6，ＤＢ名) C07C 11/06 C07C 1/24──────────────────────────────────────────────────続 き Continuation of the front page (72) Inventor Mitsuki Yasuhara 3 Chigusa Coast, Ichihara City, Chiba Prefecture Inside Mitsui Petrochemical Industries Co., Ltd. (56) References 30263 (JP, B1) (58) Field surveyed (Int. Cl. 6 , DB name) C07C 11/06 C07C 1/24
Claims (1)
30mの固定触媒層を有し、内径が0.5〜10cmの反応器に、
クメン法によりフェノールを製造する際に副生するアセ
トンを水素化することにより得られるイソプロパノール
を含む原料混合物を供給し、熱媒を用いて触媒層を200
〜400℃に均一に加熱して、固定床気相反応を行わせる
ことを特徴とするプロピレンの製造方法。A height of 1 to which a γ-alumina catalyst is filled.
In a reactor having a fixed catalyst layer of 30 m and an inner diameter of 0.5 to 10 cm,
A raw material mixture containing isopropanol obtained by hydrogenating acetone produced as a by-product when producing phenol by the cumene method is supplied, and the catalyst layer is heated to 200 by using a heating medium.
A method for producing propylene, characterized in that a fixed bed gas phase reaction is carried out by heating uniformly to 400 ° C.
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1326297A JP2845528B2 (en) | 1989-12-15 | 1989-12-15 | Propylene production method |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP1326297A JP2845528B2 (en) | 1989-12-15 | 1989-12-15 | Propylene production method |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH03188032A JPH03188032A (en) | 1991-08-16 |
| JP2845528B2 true JP2845528B2 (en) | 1999-01-13 |
Family
ID=18186199
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP1326297A Expired - Lifetime JP2845528B2 (en) | 1989-12-15 | 1989-12-15 | Propylene production method |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JP2845528B2 (en) |
Families Citing this family (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP1775785B1 (en) | 2004-06-30 | 2013-08-21 | Mitsubishi Chemical Corporation | Negative electrode material for lithium secondary battery, method for producing same, negative electrode for lithium secondary battery using same and lithium secondary battery |
| JP5867977B2 (en) * | 2005-07-06 | 2016-02-24 | ビーピー ケミカルズ リミテッドＢｐ Ｃｈｅｍｉｃａｌｓ Ｌｉｍｉｔｅｄ | Dehydrogenation of mixed alcohols |
| JP2008255104A (en) * | 2007-03-09 | 2008-10-23 | Idemitsu Kosan Co Ltd | Method for producing olefin |
| CN101863731B (en) * | 2010-06-22 | 2013-02-27 | 佛山市华特气体有限公司 | Preparation method of high-pure propylene |
Family Cites Families (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| JPH0665379B2 (en) * | 1988-03-14 | 1994-08-24 | 日揮株式会社 | Isothermal multi-tube reactor for ethylene production |
-
1989
- 1989-12-15 JP JP1326297A patent/JP2845528B2/en not_active Expired - Lifetime
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JPH03188032A (en) | 1991-08-16 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US9617199B2 (en) | Process for preparing unsaturated esters proceeding from aldehydes by direct oxidative esterification | |
| JP3108736B2 (en) | Method for producing cyclohexanedimethanol | |
| KR100510233B1 (en) | Process for Preparing 1,4-Butanediol by Catalytic Hydrogenation of 1,4-Butynediol | |
| JPS6115073B2 (en) | ||
| JPH0235728B2 (en) | ||
| JPH08269007A (en) | Production of epsilon-caprolactam and epsilon-caprolactam precursor | |
| JP2786282B2 (en) | Method for producing 6-aminocaproic acid ester | |
| JP2845528B2 (en) | Propylene production method | |
| JPS6284031A (en) | Method of carrying out chemical equilibrium reaction | |
| JP2003511432A (en) | Method and apparatus for obtaining carboxylic acids and alcohols from the corresponding carboxylic esters by hydrolysis | |
| CA1052813A (en) | Process for the manufacture of unsaturated esters of carboxylic acids | |
| JPH08245433A (en) | Method of decomposing t-butyl alcohol | |
| JPH0572371B2 (en) | ||
| JP2001526249A (en) | Method for producing bis (4-hydroxyaryl) alkanes | |
| JP2799004B2 (en) | Method for producing propylene and adiabatic reactor used therefor | |
| US7282614B2 (en) | Method for the production of propargyl alcohol | |
| US5276197A (en) | Process for manufacture of beta-isophorone | |
| SU452090A3 (en) | The method of producing tertiary amines | |
| JPS6123770B2 (en) | ||
| JP2022534527A (en) | Enhanced Method for Dialkyl Ether Synthesis Using a Stepped Cone Reactor | |
| US3466341A (en) | Process for the preparation of trifluoromethane | |
| US4962247A (en) | Process for the production of halogenated hydrocarbons | |
| JPS6318933B2 (en) | ||
| JPS60149536A (en) | Production of secondary butanol | |
| JP2002069064A (en) | METHOD FOR PRODUCING gamma-BUTYROLACTONE |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20081030 Year of fee payment: 10 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20091030 Year of fee payment: 11 |
|
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20101030 Year of fee payment: 12 |
|
| EXPY | Cancellation because of completion of term | ||
| FPAY | Renewal fee payment (event date is renewal date of database) |
Free format text: PAYMENT UNTIL: 20101030 Year of fee payment: 12 |