DE2401295C2 - Verfahren zum Durchführen von exothermen Copolymerisationsreaktionen von Äthylen und Propylen und gegebenenfalls 1,4-Hexadien oder 5-Äthylidennorbornen - Google Patents

Verfahren zum Durchführen von exothermen Copolymerisationsreaktionen von Äthylen und Propylen und gegebenenfalls 1,4-Hexadien oder 5-Äthylidennorbornen

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DE2401295C2 DE2401295A DE2401295A DE2401295C2 DE 2401295 C2 DE2401295 C2 DE 2401295C2 DE 2401295 A DE2401295 A DE 2401295A DE 2401295 A DE2401295 A DE 2401295A DE 2401295 C2 DE2401295 C2 DE 2401295C2
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Description

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Durchführung von exothermen Copolymerisationsreaktionen von Äthylen und Propylen und gegebenenfalls 1,4-Hexadien oder 5-Äthyiidennorbornen, bei dem man das Reaktionsgemisch durch die Verdampfung mindestens eines Reaktionsteilnehmers kühlt, den bzw. die verdampften Reaktionsteilnehmer sodann kondensiert und in das Reaktionsgefäß zurückleitet, und die Reaktion in mindestens zwei hintereinandergeschalteten, durch Verdampfung gekühlten Reaktoren durchführt, in deren jedem sich mindestens etwa 10 Gew.-% des Reaktionsproduktes bilden, wobei man im ersten Reaktionsgefäß mit einer höheren Konzentration der Reaktionsteilnehmer arbeitet als im zweiten Reaktionsgefäß.
Bei gewissen exothermen chemischen Reaktionen hat es sich als vorteilhaft erwiesen, von der Verdampfung der flüchtigeren chemischen Reaktionsteilnehmer Gebrauch zu machen, um die bei der Umsetzung entstehende Wärme abzuführen. Ein solches System ist in der USA-Patentschrift 30 78 261 beschrieben. Nach dem Verdampfen des Reaktionsteilnehmers wird der Dampf zwecks Rückführung in das Reaktionsgefäß kondensiert. Diese Art der Kühlung ist auf exotherme Reaktionen anwendbar, bei denen mindestens ein Reaktionsteilnehmer flüchtiger ist als das Verdünnungsmittel oder die sich bildenden Produkte.
Es ist ferner bekannt, daß die Erhöhung der Reaktionsteilnehmerkonzentration bei einer gegebenen Umsetzung zu einer entsprechenden Erhöhung der Reaktionsgeschwindigkeit führt. Man hat sich daher bemüht, den Wirkungsgrad von Herstellungsverfahren durch Erhöhung der Konzentrationen zu vergrößern. Man hat mit mehrstufigen Reaktionssystemen gearbeitet, um die Vorteile erhöhter Konzentrationen auszunutzen; jedoch läßt sich dabei die für die Herstellung einiger Produkte in einem kontinuierlichen geschlossenen Kreislaufsystem erforderliche Stoffbilanz nicht erreichen. Dies Problem gilt besonders für die Herstellung von Copolymerisaicn, wenn ein Monomeres wesentlich reaktionsfreudiger ist als das andere. Ferner hat die Erhöhung der Konzentrationen häufig dazu geführt, daß größere Mengen von nicht umgesetzten Ausgangsstoffen hinterbleiben, die von dem Endprodukt abgetrennt werden müssen, was der günstigen Wirkung der höheren Reaktionsgeschwindigketten entgegenwirkt.
Aus der US-PS 34 37 646 und der US-PS 36 81 306 ist die Polymerisation von Äthylen, Propylen und gegebenenfalls Dienen unter Verdampfungskühlung und unter Verwendung von zwei Reaktoren bereits bekannt.
Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren der eingangs genannten Art zur Verfügung zu stellen, mit dem es möglich ist, einen erhöhten Umsatz an Monomeren zu erreichen sowie ein Polymerisat mil hohem Molekulargewicht zu erzeugen.
Gelöst wird diese Aufgabe durch ein solches Verfahren, bei dem man mindestens einen Teil des bzw. der verdampften Reaktionsteilnehmer aus mindestens einem im Reaktionsströmungsschema stromabwärts gelegenen Reaktor in mindestens einen stromaufwärts gelegenen Reaktor als Dampf zurückführt. Zur weiteren Erläuterung der Erfindung wird auf die Zeichnungen Bezug genommen.
Fig. 1 ist eine schematische Darstellung einer Vorrichtung, die im Sinne der Erfindung verwendet werden kann und zwei hintereinandergeschaltete, durch Verdampfung gekühlte Reaktoren mit einer Dampfkreislauflcitung zwischen dem zweiten und dem ersten Reaktor aufweist.
F i g. 2 ist eine schematische Darstellung eines einzigen, durch Verdampfung gekühlten Reaktors.
Wie bereits erwähnt, sind durch Verdampfung gekühlte Reaktionssysteme auf exotherme Reaktionen anwendbar, bei denen mindestens einer der Reaktionsteilnehmer flüchtiger ist als das Verdünnungsmittel oder d;is Produkt. Durch die Verdampfung eines flüchtigen Reaktionsteilnehmers wird das Reaktionsgemisch gekühlt, und dann wird der verdampfte Reaktionsteilnehmer verdichtet, kondensiert und im Kreislauf in das Reaktionsgemisch zurückgeführt. Das erfindungsgemäße Verfahren wird vorzugsweise zur Copolymerisation von Äthylen, Propylen und Hexadien-(1,4) verwendet. Für die verschiedenen Reaktionen kann man die verschiedensten
b5 Lösungsmittel verwenden, vorzugsweise wird Hexan verwendet.
Die wichtigen Merkmale der Erfindung sind die Verwendung von mindestens zwei hintercinnndcrgcsehnliutcn, durch Verdampfung gekühlten Reaktoren, in deren jedem mindestens etwa 10 Gewichtsprozent des insgesamt entstehenden Polymerisats gebildet werden, und die Verbindung dieser Reaktoren durch eine Dumpfkrcis-
24 Ol 295
laufleitung, in der der Dampf aus mindestens einem stromabwärts gelegenen Reaktor unmittelbar in mindestens einen stromaufwärts gelegenen Reaktor zurückgeleitet wird.
Ein solches System ist in Fig. 1 dargestellt, die eine für die Herstellung eines Copolymerisats aus Äthylen, Propylen und Hexadien-(1,4) geeignete Vorrichtung erläutert. Die Reaktionsteilnehmer werden durch die Lei-Uingcn 2,3,4 und TA dem Reaktor 1 zugeführt, wobei die Leitung 3 über ein Ventil aus der Leitung 3A gespeist ί wird. Äthylen und Propylen werden dem Reaktor teilweise als frische Monomere und teilweise als aus dem Reaktionssystem im Kreislauf geführt·*- Monomere zugeführt. Frisches gasförmiges Äthylen wird in den Reaktor durch Leitung 21/1 eingespeist, die an den Gaskreislaufstrom angeschlossen ist. Propylen wird durch Leitung 5 in den Kreislaufstrom 3 eingeführt Das frische Hexadien-(1,4) wird dem Kreislaufstrom TA aus Lösungsmittel und Monomeren zugesetzt, der Hexadien-(1,4), Äthylen and Propylen enthält, die aus dem Endproduktgemisch im Kreislauf gduhrt werden. In diesen Kreislaufstrom wird frisches Hexadien durch Leitung 6 und Wasserstoff durch Leitung 7 eingeführt. Als Katalysator wird ein Gemisch aus VCU und Diisobutylaluminiumchlorid in Lösung in dem Kreislauflösungsmittel durch Leitung 4 in den Reaktor eingeleitet. Der Produktlösungsstrom 8, der Polymerisat, nicht umgesetzte Monomere, Lösungsmittel und verbrauchten Katalysator enthält, wird kontinuierlich aus dem Reaktor 1 abgezogen. Ein Teil der flüchtigeren Bestandteile des Reaktionsgemisches verdampft in dem Reaktor durch die Polymerisationswärme und wird durch Leitung 9 ausgetragen. Diese Dämpfe strömen durch den Verdichter 10 und den Kondensator 11 in den Zwischenabscheider 12, aus dem das Kondensat durch Leitung 12Λ abgeführt und über ein Ventil durch Leitung 3 in den Reaktor zurückgeleitet wird. Der Rest des Dampfes strömt durch den Verdichter 13 und den Kondensator 14 zum Austragsabscheider 15. Das Kondensat wird durch Leitung 155 abgezogen und in die beiden Ströme 3A und 15Czerlegt. Diese strömen in Form eines Gemisches aus Dampf und Flüssigkeit über Leitung 3 zum Reaktor 1 zurück und über Leitung 20 zum zweiten Reaktor 19. Ein Teil des Inertgases in der Gasphase des Abscheiders 15 wird über die Leitungen 15/4 und UA durch die Abzugsleitung 16 aus dem System abgezogen, damit sich in dem Reaktionssystem keine Inertgase ansammeln, die als Verunreinigungen wirken würden. Ein anderer Teil des aus dem Abscheider 15 ausgetragenen Gases strömt über Leitung 17 zum ersten Verdichter 10 zurück, während der Rest der Gase über Leitung 18 durch die Beschickungsleitungen 2 und 21 in die Reaktoren zurückgeleitet wird.
Das Reaktionsgemisch im Reaktor 1, das aus Polymerisat, nicht umgesetzten Monomeren, verbrauchten Katalysatoren und einem Lösungsmittel besteht, gelangt durch Leitung 8 in den zweiten Reaktor 19. Das Reaktionsgemisch im zweiten Reaktor besteht aus den aus dem ersten Reaktor eingeleiteten Reaktionsteilnehmcrn und außerdem aus im Kreislauf geführten Reaktionsteilnehmern und frischem Katalysator, mit denen der zweite Reaktor durch die Leitungen 20,21 und 22 gespeist wird, welche Äthylen, Propylen und ein Gemisch aus Katalysator, Hexadien-(1,4) und Lösungsmittel zuführen. Die Gasphase aus dem zweiten Reaktor wird durch Leitung 23 abgezogen und strömt durch einen Zusatzverdichter 24.
An dieser Stelle wird die Gasphase des zweiten Reaktors einer erfindungswesentlichen Verfahrensstufe zugeführt. Während ein Teil des Dampfes durch Leitung 25 über die Kondensationsvorrichtung zum ersten Reaktor im Kreislauf zugeführt werden kann, wird ein Teil des Dampfes direkt durch Leitung 26, die als Dampfkreislaufleitung bezeichnet wird, in den ersten Reaktor zurückgeleitet. Dieser Dampf soll dem Reaktor an derjenigen Stelle zugeführt werden, wo die Reaktion stattfindet, und dies ist im allgemeinen die flüssige Phase. Die durch die Dampfkreislaufleitung im Kreislauf geführte Dampfmenge richtet sich nach der sich aus der gewünschten Konzentration der Reaktionsteilnehmer in den beiden Reaktoren und der Reaktionsgeschwindigkeit ergebenden Stoffbilanz des Systems. Im allgemeinen werden mindestens 10% des Dampfes durch die Dampfkreislaufleitung zurückgeleitet, wenn man die Vorteile der Erfindung erzielen will.
Das Produktgemisch wird aus dem zweiten Reaktor durch die Auslaßleitung 27 abgezogen, worauf das Polymerisat von den nicht umgesetzten Monomeren, dem Lösungsmittel und den verbrauchten Katalysatoren getrennt wird.
Das erfindungsgemäße Verfahren macht eine Vielzahl vorteilhafter Arbeitsbedingungen möglich. Wenn man z. B. mit zwei Reaktoren arbeitet, ermöglicht der Dampfkreislauf in Kombination mit variierender Temperatur und sonstigen Reaktionsbedingungen die Erreichung einer wesentlich höheren Konzentration der Reaktionsteilnchmer im ersten Reaktor und einer niedrigeren Konzentration im zweiten Reaktor. Infolgedessen kann sich ein Endproduktgemisch bilden, das eine wesentlich niedrigere Konzentration an nicht umgesetzten Monomeren aufweist, als es anderenfalls möglich wäre, wodurch das Isolieren der Produkte erleichtert wird. Ferner führt die hohe Monomerkonzentration im ersten Reaktor zu einem gesteigerten Wirkungsgrad des Katalysators.
Dem Fachmann bieten sich zahlreiche Abänderungen der hier nur schematisch beschriebenen Vorrichtung an. So können z. B. die Stellen des Zusatzes und der Kombination der frischen und der im Kreislauf geführten Reaktionsteilnehmer und Lösungsmittel abgeändert werden. Ferner kann man mit mehr als zwei Reaktionsgefäßen arbeiten, in welchem Falle die Vorteile der Erfindung erzielt werden, wenn man einen Dampfkreislauf von mindestens einem im Reaktionsfließschema stromabwärts gelegenen Reaktor zu mindestens einem stromaufwärts gelegenen Reaktor durchführt. Wenn man z. B. mit drei Reaktionsgefäßen arbeitet, kann man die Dampfkreislaufführung von dem zweiten Reaktionsgefäß zum ersten in Kombination mit einer Dampfkreislaufführung vom dritten Reaktionsgefäß zum zweiten vornehmen. In einem solchen Falle kann man aber auch den Dampfkreislauf aus dem zweiten und dem dritten Reaktionsgefäß in das erste führen.
Beispiel
Eine Simulation der Verfahrensleistung bei dem erfindungsgemäßen Verfahren im Vergleich zu der Leistung tn zweier anderer Reaktionssysteme wird mit Hilfe einer elektronischen Datenverarbeitungsanlage durchgeführt. Das untersuchte Verfahren ist die Umsetzung von Äthylen, Propylen und Hexadien-(1,4) zu einem Copolymere
24 Ol 295
Die in F i g. 1 dargestellte Vorrichtung wird auf die Erzeugung von 26 000 kg eines Copolymerisats je Stunde eingestellt, welches zu 63 Gewichtsprozent aus Äthyleneinheiten, zu 33 Gewichtsprozent aus Propyleneinheiten und zu 4 Gewichtsprozent aus Hexadieneinheiten besteht und eine bewertete mittlere inhärente Viscosität von 2,12 hat. Der erste Reaktor arbeitet mit einem Durchsatz von 18 026 kg/h bei einer Verweilzeit von 21 Minuten. Das in dieser Verfahrensstufe entstehende Polymerisat enthält 33,2 Gewichtsprozent Propyleneinheiten, 3,0 Gewichtsprozent Hexadieneinheiten und 63,8 Gewichtsprozent Äthyleneinheiten und hat eine inhärente Viscosität von 2,21. Der zweite Reaktor arbeitet mit einem Durchsatz von 8000 kg/h bei einer Verweilzeit von 21 Minuten. Das in der zweiten Verfahrensstufe erzeugte Polymerisat besteht zu 33 Gewichtsprozent aus Propyleneinheiten, zu 5,9 Gewichtsprozent aus Hexadieneinheiten und zu 61,1 Gewichtsprozent aus Äthyleneinheiten. Dieses Produkt hat eine bei 30cC an einer Lösung von 0,1 g Copolymerisat in 100 ml Tetrachloräthylen bestimmte inhärente Viscosität von 1,91. Zu den Arbeitsbedingungen gehören im ersten Reaktor eine höhere Konzentration an Reaktionsteilnehmern als im zweiten Reaktor, eine Temperatur von 50°C im ersten und von 40°C im zweiten Reaktionsgefäß und eine Wasserstoffkonzentration entsprechend einem Molenbruch von 0,00014 in der flüssigen Phase des ersten Reaktors sowie eine Wasserstoffkonzentration entsprechend einem Molenbruch von 0,00005 in der flüssigen Phase des zweiten Reaktors. Die übrigen Arbeitsbedingungen ergeben sich aus Tabelle I.
Das Verfahren führt zu einer wirksamen Erzeugung des Copolymerisats. Die Gesamtmenge an Monomeren, die aus dem Endproduktgemisch zurückgewonnen werden muß, beträgt 1,57 kg je kg Polymerisat je Stunde. Die bewertete inhärente Viscosität des Produkts beträgt 2,12, und das Polymerisat wird bei einem mittleren Katalysatorwirkungsgrad von 75 000 kg Copolymerisat je kg-Mol Vanadium erzeugt.
Das Verfahren gemäß der Erfindung wird mit einem Verfahren verglichen, welches gemäß F i g. 2 mit einem einzigen Reaktor durchgeführt wird. Dieses System ähnelt demjenigen des erfindungsgemäßen Verfahrens, arbeitet jedoch ohne den zweiten Reaktor und den zu diesem gehörigen Zusatzverdichter sowie die entsprechenden Zuführungsleitungen und auch ohne die Dampfkreislaufleitung 26. Dieser einzige Reaktor wird so betrieben, daß er 26 000 kg eines Copolymerisats je Stunde erzeugt, welches die gleiche prozentuale Zusammensetzung hat, wie das oben beschriebene. Die Gesamtmenge an Monomeren, die aus dem Endprodukt zurückgewonnen werden müssen, beträgt in diesem Falle 1,79 kg je kg Copolymerisat je Stunde. Das erzeugte Copolymerisat hat eine inhärente Viscosität von 1,89, und der Wirkungsgrad des Katalysators beträgt 65 000 kg Copolymerisat je kg-Mol Vanadium. Die übrigen Verfahrensbedingungen ergeben sich aus Tabelle H.
Ein zweites Vergleichsverfahren wird unter Verwendung eines zweistufigen Reaktionssystems simuliert, welches mit demjenigen der Erfindung mit der Ausnahme übereinstimmt, daß die Dampfkreislaufleitung 26 fehlt und frisches Äthylen nicht durch Leitung 21A sondern durch Leitung 21 ßzugeführt wird. Dieses Verfahren wird ebenfalls so durchgeführt, daß je Stunde 26 000 kg Copolymerisat der oben angegebenen Zusammensetzung entstehen. Der erste Reaktor arbeitet mit einem Durchsatz von 17 854 kg/h und erzeugt ein Polymerisat, das zu 61.4 Gewichtsprozent aus Äthyleneinheiten, zu 34,7 Gewichtsprozent aus Propyleneinheiten und zu 3,9 Gewichtsprozent aus Hexadieneinheiten besteht und eine inhärente Viscosität von 1,82 aufweist. Der zweite Reaktor arbeitet mit einem Durchsatz von 8000 kg/h und erzeugt ein Polymerisat, das zu 64 Gewichtsprozent aus Äthyleneinheiten, zu 32 Gewichtsprozent aus Propyleneinheiten und zu 4 Gewichtsprozent aus Hexadieneinheiten besteht und eine inhärente Viscosität von 1,98 aufweist. Dieses System arbeitet unter den in Tabelle 111 angegebenen Bedingungen; beide Reaktoren werden bei 50°C und einer Wasserstoffkonzentration, entsprechend einem Molenbruch von 0,00014 in der flüssigen Phase beider Reaktionsgefäße betrieben. Die Gesamtmenge an Monomeren, die aus dem Produkt zurückgewonnen werden muß, beträgt in diesem Falle 1,86 kg je kg Copolymerisat. Die bewertete mittlere inhärente Viscosität des Copolymerisats dieses Verfahrens beträgt 1,87, und das Copolymerisat wird mit einem Katalysatorwirkungsgrad von 64 700 kg Copolymerisat je kg-Mol Vanadium erzeugt.
Bei der Durchführung der drei Vergleichsverfahren werden die routinemäßigen Verfahrensvariablen so eingestellt, daß jedesmal ein Copolymerisat der gleichen Zusammensetzung mit der gleichen Erzeugungsgeschwindigkeit entsteht. Wie sich jedoch aus den obigen simulierten Versuchen ergibt, führt die Abänderung der ReaKtionsbedingungen zwischen den beiden Reaktoren, die durch die Dampfkreislaufführung gemäß der Erfindung ermöglicht wird, überraschenderweise zu mehreren Vorteilen. Infolge der im ersten Reaktor ermöglichten höheren Monomerkonzentrationen ist der Wirkungsgrad des kostspieligen Vanadiumkatalysators, der bei dem Verfahren gemäß der Erfindung erzielt wird, um 14,3% höher als der in einem einstufigen Reaktor erzielte Wirkungsgrad und um 15,9% höher als der in einem zweistufigen Reaktor ohne Dampfkreislaufführung erzielte Wirkungsgrad. Die Menge an nicht umgesetzten Monomeren, die von dem Endproduktgemisch abgetrennt werden muß, ist bei Anwendung des Verfahrens gemäß der Erfindung um 12,3% geringer als beim Arbeiten mit einem einzigen Reaktor und um etwa 15,6% geringer als beim Arbeiten mit einem zweistufigen System, aber ohne Dampfkreislaufführung. Dieses Ergebnis ist von wirtschaftlicher Bedeutung, weil die Kreislaufführung flüchtiger Reaktionsteilnehmer komplizierte Verdichtungs- und Kondensationsanlagen erfordert. Von Bedeutung ist ferner die durch das erfindungsgemäße Verfahren erzielte wesentliche Erhöhung des Molekulargewichts des Produkts, welches sich aus der erhöhten inhärenten Viscosität ergibt.
In den nachstehenden Tabellen werden die folgenden Symbole verwendet:
Dibac = Diisobutylaluminiummonochlorid
D = verbrauchter Katalysator
T = Spur
L = flüssig
V = dampfförmig
Leitung Leitung Nr 17 24 01 295 16 588 22 15C 9 12/\ 15,4 3Λ ■
1
Tabelle I (Teil 1)		 \7A 8 V 6 9622 L V L V L
Aggregat/ustand V L 206
des Stroms (flüssig 21Λ 5 40 50 40 40 40 ν
Aggregatzustand des Stroms oder dampfförmig) 50 40 V L 42,5 14,3 22,1 42.5 42,5 0
(flüssig oder dampfförmig) Arbeitstemp., "C 40 14,3 42,5 C
Arbeitstemperatur, 0C Arbeitsdruck, bar 42,5 30 35 1J1)
Arbeitsdruck, bar Strömungsgeschwin 20,6 20,6 1,6 11 246 31 762 5404 20 591 25 163 E
I Strömungsgeschwindigkeit, digkeit, kg/h 5861 17 749 1 3376 10981 2042 4931 7559 ii
I kB(.h Äthylen 2842 3159 4250 30 400 104 759 33 065 25 809 68 008 κ
I Äthylen Äthan 681 66 696 22 246 4271 14 836 5109 3450 9556 :
I Äthan Propylen 3563 10821 2974 45 558 605 3 103
I Propylen Propan 476 5920 3 1255 15 466 15 933 88 2807
Propan I Hexadien T
I Hexan 12
I Stickstoff 423,5
Methan 64,5		 129 902 76 16 312,5
Hexadien Wasserstoff 42,1 18 026 2644,2 18 V 92,1 1266,8 52,9 3067,7 706,6
Hexan Tabelle I (Teil 3) 44,4 402,5 V 19.7 324,2 21,9 467 206,5
Polymerisat 19,3 246,4 82,6 2,2 288,5 35,3
Stickstoff 1,0 40
Methan Aggregatzustand des Stroms 43,1 D Leitung Nr. 40 42,5
Wasserstoff (flüssig oder dampfförmig) 177,2D 15ß 42,5
VCI4 Arbeitstemperatur, 0C L
Dibac Arbeitsdruck, bar Nr. 115 3 3 2 25
Tabelle I (Teil 2) Strömungsgeschwindig 40 2727 28 V L V V
keit, kg/h 42,5 653 144
Äthylen 3419 19
Äthan 457 T 13 13 6,2 68,4
Propylen 36 409 T T 14,8 14.8 14,3 16,3
Propan 10 938 12 17,2
Hexadien 98 408 406,3 2,6
Hexan 13 827 61,9 1,6 14 584 15 983 1884 12 893
Stickstoff 148 40,5 3734 5889 451 1680
Methan 4062 21 726 88 969 2363 30 277
Wasserstoff 1018,9 2627 12 244 316 4576
298,6 18Λ 6 702 T 195
55,0 L 147 18 593 8 4541
687,3 72,2 280,8 228,5
40 179,1 50,9 42,8 60,8
42,5 35,7 1,8 26,2 16,7
843 21 23 24A 26 :
202 V V V V
1056
141 15,6 40 68,4 68,4 -l
T 8,77 8,77 16.3 16,3
4
125,5
19,1 17 431 26 834 26 834 13 941
14,3 208 5577 5577 2897
1056 63 015 63 015 32 738
141 9524 9524 4948 :
T 405 405 210
4 9451 9451 4910
125,5 475,7 475,7 247.2 :
20,1 126,5 126,5 65,7 ί
14,3 34,3 34,7 18 ί
Leitung Nr. TA 24 01 295 4 22 20 9 20 6 15Λ 7 3A
: Tabelle I (Teil 4) 27 L L L V V L L V V L
L
Aggregatzustand des -5 -15 -15 -10 -10 30 30
; : Stroms (flüssig 40 50 40 40
1 oder dampfförmig) 15,9 18,6 18,6 8,77 15,7 8,77 20,6 43,5 20,6 43.5
'! Arbeitstemperatur, 8,77
;: °c
; Arbeitsdruck, bar 2737 7722 3524
Strömungsgeschwin- 2816 1169 1968 80812 1411 41 823 63 941
■,■ digkeit, kg/h 1169 31 639 8993 11 312 21407 4872 9234
;■■ Äthylen 32 497 5558 1126 120 736 3145 32 146 103 134
L. Äthan 5709 5902 198 198 T 15 159 45 1088 3851 12 951
i; Propylen 5286 116 909 4801 4801 8 587 1247 9 373
Propan 126 511 14 975 265 9795
, Hexadien 26 026 23 0,7 0,7 3029 9,4
Hexan 7,2 5 83,9 2530,1 8,2 3843,7 1139
; Polymerisat 5,0 1,9 19.5 481 0,2 517,4 1,6 291
.; Stickstoff 0,3 43,1 24,9 87,7 165,2 28,2
Methan 68D 177,2 102,4
Wasserstoff 279,6 D
; VCl4
Dibac Leitung Nr. Ί\Α 6 7 12Λ
Ί Tabelle !I (Teil 1) 8 V L V L
L
5
Aggregatzustand L
;., des Stroms 30 30 30 50
(flüssig oder 50 20,6 20,6 14,7 27,5
dampfförmig) 15,7
Arbeitstemp.,°C 35
Arbeitsdruck, bar 20,6
Strömungs 16 638 1886
geschwindigkeit, 3338 3 332
: kg/h 1894 6085
Äthylen 38 604 828
■;'. Äthan 5985 18 1087 211
5 Propylen 4684 9573 5085
;:·.· Propan 119 432 205
Hexadien 26 000 13,9
Hexan 42,1 0,8 4.6
', Polymerisat 17,6 0,7 0.3
Stickstoff 0,8
V Methan 76.5D 1,4
Wasserstoff 314,8D
VCI4
; Dibac
24 Ol 295
Tabelle Il (Teil 2)
Leitung Nr. 17 18 16 6 3 2,1 3 9 2 TA 4
\7A V V V L V L V V L L
Aggrcgat/ustand V
des Stroms
(flüssig oder
dampfförmig) 40 40 40 30 6,2 6,2 50 10 -5 -15
Arbeitstcmp., 0C 40 43,5 43,5 43,5 16,1 16.1 12,2 15,7 15.7 18,0
Arbeitsdruck, bar 43,5
Strömungs
geschwindigkeit,
kg/h 26 838 14 809 176 36 264 29 563 18 507 31 447 3256
Äthylen 14 985 3126 1725 21 4394 5190 4191 1728 1894
Älhan 1746 20 629 11 382 135 28 572 90 220 64 308 11 382 37 746
Propylen 11 517 2471 1364 16 3057 10 927 11 190 1364 5796
Propan 1380 6 3 T 6 578 396 3 5351 374
Hcxadien 3 170 94 1 132 14 748 9266 94 109 808 9625
Hexan 95 2466,5 1361 16.2 1072,4 80.5 1361 57 1,3
Stickstoff 1377,2 332 183.2 2,2 245,8 51.2 737.5 184 17,6
Methan 185,4 106 58,5 0,7 27,6 0,9 96.3 58.5 0,8
Wasserstoff 59,2 77,3 76,5
VCI4 314,8
Dibac
Tabelle III (Teil 1)
Leitung Nr. 21ß 5 7 124 15Λ 3.4
8 V L V L V L
Aggregat/ustand L
des Stroms
(flüssig oder
dampfförmig) 30 35 30 45 40 40
Arbcitstemp., °C 50 20,6 20,6 20,6 14,7 20.3 40.6 40.6
Arbeitsdruck, bar 12,2
Strömungs
geschwindigkeit.
kg/h 16 276 2410 11 888 15 303
Äthylen 3660 4 15 6b6 1981 3237
Älhan 1349 9752 17 887 16 276 46 750
Propylen 46 157 198 3465 2691 8163
Propan 9237 540 3 111
Hexadien 5185 12 795 78 2776
Hexan 117 859
Polymerisat 17 854 17.3 1548,5 393
Stickstoff 21,2 0.5 0,8 4.4 135,3 64.3
Methan 6,4 1.1 220.6 29
Wasserstoff 1.1
VCl4 55.1D 1063
Dibac 226,6 D
Leitung Wr 4052 Tabelle III (Teil 3) 17 Leitung Nr. 23 18 24 01 295 3 TA 3 4 39 070 197 0.7 Zeichnungen 2 15S 15f
17.4 676 V 21 V V V L L L 8070 106 736 4802 V L L
Tabelle 111 (Teil 2) Aggregatzustand V 5548 V 5424
des Stroms 917 Aggregat 16 28,8 55.1
(flüssig oder 1 zustand des V 5,2 2266
dampfförmig) 27 Stroms 40 40 12 16 2.9 16 40 40
Arbeitstempo c ( 527.9 (flüssig oder 40,6 50 40.6 12,6 -15 12.2 -15 12,2 40.6 40,6
46,4 dampfförmig) 15,5
75,2 Arbeitstemp.. 12.0 40 12.2 16,6
0C 12.0 40,6
Z 40 Arbeitsdruck, 7836 3937 9241 8472 12 036 33 203 17 900
Arbeitsdruck, bar 40.6 bar 1305 657 1670 2248 394 7020 3783
Strömungsge Strömungsge 10 728 5391 16 174 58 215 3210 101 426 54 676
schwindigkeit, schwindigkeit, 1774 21 158 891 115 2307 3374 9519 530 17711 9537
kg/h kg/h 2 8177 4171 1 19 6 1230 645 ? 240 129
Äthylen Äthylen 51 267 60 553 26 157 127 15 444 16 6021 3245
Äthan Äthan 1020.6 2181 10 903 512,6 26 379,5 30,8 318,9 782,6 389,6
Propylen Propylen 88,9 361 385 45,1 T 56.3 13,2 28 132,9 68,6
Propan Propan 145.4 T 9577 73,1 1 29 1,1 45,4 59.5 30,5
Hexadien Hexadien 10 15
Hexan Hexan 590.3 1,3
Stickstoff Polymerisat 194 87,4 24.4 2.1 22 20 20
Methan Stickstoff 17.6 58.5 V L V L
Wasserstoff Methan 27.7
Wasserstoff 27
VCl4 L
Dibac
58 -15 2,8 2,8
14,1 16,6 12,0 12.0
50
12.0
21 158 10 391 7509
4171 1819 1964
60 553 13313 41 36
10 903 3458 2084 7453
385 1230 197 1 128
9577 39 902 4802 24 3?21
8242
590.3 4807 0.7 367,3 22,3
87,4 116 340 58,4 10,2
58.5 25 854 29,7 0,8
15,2 22,2
5,2 91,3
0.8
7 7,3 D
317.9D
Hierzu 2 Blatt

Claims (3)

24 Ol 295 Patentansprüche:
1. Verfahren zur Durchführung von exothermen Copolymerisationsreaktionen von Äthylen und Propylen und gegebenenfalls 1,4-Hexadien oder 5-Äthylidennorbornen, bei dem man das Reaktionsgemisch durch die Verdampfung mindestens eines Reaktionsteilnehmers kühlt, den bzw. die verdampften Reaktionsteilnehmer sodann kondensiert und in das Reaktionsgefäß zurückleitet und die Reaktion in mindestens zwei hintereinandergeschalteten, durch Verdampfung gekühlten Reaktoren durchführt, in deren jedem sich mindestens etwa IO Gew.-% des Reaktionsproduktes bilden, wobei man im ersten Reaktionsgefäß mit einer höheren Konzentration der Reaktionsteilnehmer arbeitet als im zweiten Reaktionsgefäß, dadurch gekennzeichnet, daß man mindestens einen Teil des bzw. der verdampften Reaktionsteilnehmer aus mindestens einem im Reaktionsströmungsschema stromabwärts gelegenen Reaktor in mindestens einen stromaufwärts gelegenen Reaktor als Dampf zurückführt
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man die Reaktion in drei hintereinandergeschalteten Reaktoren durchführt und dabei Dampf aus dem zweiten in den ersten Reaktor und aus dem dritten in den zweiten Reaktor zurückleitet.
3. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß man etwa 10 Gew.-°/o des Dampfes aus dem stromabwärts gelegenen Reaktor unmittelbar durch mindestens eine Dampfkreislaufleitung in mindestens einen stromaufwärts gelegenen Reaktor zurückleitet.
DE2401295A 1973-01-11 1974-01-11 Verfahren zum Durchführen von exothermen Copolymerisationsreaktionen von Äthylen und Propylen und gegebenenfalls 1,4-Hexadien oder 5-Äthylidennorbornen Expired DE2401295C2 (de)

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