ES2330466T3 - Un proceso para la epoxidacion de una olefina con balance de energia mejorado. - Google Patents
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Abstract
Un proceso para la epoxidación de una olefina que comprende (a) Hacer reaccionar la olefina con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por destilación; (b) Separar la olefina que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de olefina; (c) Separar el óxido de olefina de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol; (d) Separar metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (Mdi) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (Mdii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua; donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d), comprendiendo dicha corriente de vapor superior (Td) por lo menos 85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b) y (c).
Description
Un proceso para la epoxidación de una olefina
con balance de energía mejorado.
Entre publicaciones en el tema de la preparación
de óxido de propileno, sólo hay algunas que se preocupan con los
aspectos de integración de energía.
EP 1 293 505 A1 describe el proceso para la
epoxidación de olefinas donde una corriente del producto de la
reacción de epoxidación que contiene olefina, óxido de olefina,
solvente orgánico soluble en agua, peróxido de hidrógeno y agua, es
separada en un producto de sobrecabeza que contiene olefina, óxido
de olefina y solvente orgánico, y en un producto del fondo que
contiene solvente orgánico, peróxido de hidrógeno y agua, a través
del cual 20 a 60% de la cantidad total de solvente es removido con
el producto de sobrecabeza, y donde un
pre-evaporador con menos de 10 etapas teóricas de
separación es usado, siendo la separación realizada a una presión
de 1.5 a menos de 3 bar. Como la única pista vaga a un aspecto de
integración de energía, se indica que hay una posibilidad para usar
un manejo de calor integrado para lograr mejorar la eficiencia de
energía. En este contexto, se revela que dicho
pre-evaporador y un depurador opcional presente
puede ser calentado con el calor de condensación de vapores que
resultan de etapas de destilación subsecuentes. En caso de que se
use metanol como solvente, puede usarse un producto de cabeza de
metanol que tiene una temperatura más alta que la temperatura de
fondo de dicho preevaporador y dicho limpiador para calentar el
preevaporador y el limpiador. Por lo tanto, EP 1 293 505 A1
restringe el manejo del calor a un proceso muy específico en el
cual un preevaporador y un limpiador son usados como aparatos en un
proceso de epoxidación.
WO 02/14298 A1 describe un proceso continuo para
la preparación de un óxido olefinico por oxidación directa de una
olefina con peróxido de hidrógeno. Entre otras etapas, este proceso
comprende alimentar un producto de reacción que comprende peróxido
de hidrógeno que no reaccionó, subproductos de reacción de
epoxidación, agua y solvente de reacción en una zona de
descomposición para descomponer peróxido de hidrógeno. Para este
propósito, una solución acuosa básica es alimentada adicionalmente
en una zona de descomposición. De acuerdo con una realización
preferida, un catalizador de suspensión es usado como catalizador de
epoxidación. En el contexto de WO 02/14298 A1, se revela que el
calor de condensación recuperado en el tope de una zona específica
de destilación es usada para cumplir con por lo menos algunas de las
exigencias de ebullición del proceso. A esta zona de destilación,
se alimentan dos corrientes, una de las cuales es una fase líquida
que comprende subproductos de reacción, agua y solvente, la otra
siendo obtenida de una zona de condensación y del solvente
comprendido. WO 02/14298 no hace mención en cuanto a las etapas del
proceso total y a cualquier detalle específico sobre las cantidades
de calor de condensación que es usado.
US 6,756,503 B2 está relacionado con un proceso
para producir óxido de propileno que comprende propeno que
reacciona con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol por
consiguiente se obtiene una mezcla que comprende óxido de
propileno, metanol, agua y peróxido de hidrógeno que no reaccionó,
separando del mismo una mezcla que comprende metanol, agua y
peróxido de hidrógeno, y separando del mismo agua, por consiguiente
obtenía una mezcla compuesta de metanol y formato de metilo. Se
revela que, en caso de que se realice recuperación de calor, se
prefieren dos o más columnas de destilación. Este documento no hace
mención en cuanto a cualquier detalle específico acerca de la
recuperación de calor.
WO 2004/074268 A1 revela un proceso para la
reacción de un compuesto orgánico que tenía por lo menos un enlace
doble C-C con peróxido de hidrógeno en la presencia
de por lo menos una sustancia catalíticamente activa y metanol
donde el agua es separada de una corriente de producto comprendiendo
metanol y agua y una corriente de producto resultante comprendiendo
metanol y por lo menos 3% en peso de agua es reciclado al proceso.
Se revela que una corriente superior de una columna de destilación
puede ser usada para calentar directamente un evaporador en el
proceso de epoxidación o en un proceso diferente. En el contexto de
WO 2004/074268 A1, se describe que dos columnas de destilación
pueden ser usadas para separar agua de la mezcla arriba mencionada
donde las fracciones superiores de ambas columnas son combinadas
para dar una corriente de producto que tiene un contenido de agua
de por lo menos 3% en peso. Este documento no hace mención en cuanto
a cualquier detalle específico sobre la etapa o las etapas para las
cuales se usa dicho evaporador.
US 2003/146080 A1 describe un proceso para la
producción de óxido de propileno en la presencia de metanol en la
cual el óxido de propileno es separado de una mezcla que comprende
óxido de propileno y metanol, y en el cual la mezcla resultante es
trabajada donde el metanol es separado de una mezcla que comprende
metanol y formato de metilo. Se revela que de una mezcla que
comprende metanol y agua, el agua puede ser separada donde dos
columnas de destilación pueden ser usadas. Es explícitamente
descrito que otras corrientes de proceso pueden ser calentadas con
el calor de condensación obtenido en la parte superior de estas
columnas enfriando el condensador de por lo menos una de dichas
columnas con agua y usando el agua caliente o el vapor que resulta
del enfriamiento.
WO 2004/009572 A1 describe un proceso para la
destilación continuada de un solvente usado para la síntesis de un
oxirano en el cual un solvente que comprende una mezcla y que
resulta de síntesis y el trabajo subsecuente es separado en una
columna con pared separadora, donde el solvente es tomado como
fracción mediana de ebullición del lado de la columna con pared
separadora. La columna con pared separadora puede ser configurada
como columnas emparejadas térmicamente que son especialmente
separadas de cada una.
WO 2004/009566 A1 revela un proceso para la
destilación continuamente operada de metanol la cual es usada como
solvente en un proceso para producir óxido de propileno. Se revela
que una mezcla de solvente es separada en una columna con pared
separadora para que una fracción superior que comprenda metanol, son
obtenidos una fracción tomada del lateral que comprende metoxi
propanoles como un azeótropo con agua, y una fracción inferior que
comprende agua y glicol de propileno. El metanol obtenido como
fracción superior puede ser condensado y reciclado en el proceso de
epoxidación.
Como corresponde, la técnica anterior describe
un simple concepto sobre la posibilidad de integración de calor o
se relaciona con realizaciones muy especificas de procesos de
epoxidación en los cuales no más de una o dos etapas del proceso
global están involucradas en el aspecto de integración de calor.
Por lo tanto, es un objetivo de la presente
invención el proveer un proceso altamente integrado para la
producción de un óxido de olefina en el cual por lo menos tres
etapas del proceso del proceso global están involucradas en relación
con la minimización del consumo de energía.
Es un objetivo adicional de la presente
invención proveer un proceso altamente integrado para la producción
de un óxido de olefina en el cual la corriente superior de vapor
obtenida de la separación de metanol de una corriente de producto
del proceso de epoxidación es usada para operar evaporadores usados
en por lo menos tres etapas del proceso del proceso global de
epoxidación.
Es otro objetivo de la presente invención el
proveer un proceso altamente integrado para la producción de óxido
de propileno en el cual la corriente superior de vapor obtenida de
la separación de metanol de una corriente de producto del proceso
de epoxidación de propeno es usado para operar evaporadores usados
en por lo menos tres etapas del proceso del proceso global de
epoxidación.
Es aún otro objetivo de la presente invención el
proveer un proceso altamente integrado para la producción de un
óxido de olefina, preferiblemente óxido de propileno, en el cual no
solamente la corriente de vapor superior obtenida de la separación
de metanol de una corriente de producto del proceso de epoxidación
de propeno es usada para operar evaporadores utilizados en por lo
menos tres etapas del proceso del proceso global de epoxidación,
pero en el cual por lo menos un método apropiado adicional es
utilizado haciendo el proceso económica y ecológicamente aun más
positivo en relación al balance energético global.
Es aun otro objetivo de la presente invención el
proveer un proceso altamente integrado para la producción de un
óxido de olefina, preferiblemente óxido de propileno, en el cual las
ventajas arriba mencionadas son posteriormente combinadas con una
separación de metanol optimizada, preferiblemente energéticamente
optimizada.
Por lo tanto, la presente invención provee un
proceso para la epoxidación de una olefina que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar la olefina con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por destilación;
- (b)
- Separar la olefina que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de olefina;
- (c)
- Separar el óxido de olefina de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol;
- (d)
- Separar el metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua;
Donde una corriente superior de vapor (Td)
obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d),
comprendiendo dicha corriente superior de vapor (Td) por lo menos
85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos
parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una
columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a),
(b) y (c).
La presente invención también provee un proceso
para la epoxidación de propeno que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- Separar propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) compuesta de por lo menos 80% en peso de propeno y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (c)
- Separar óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) comprendiendo por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol;
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua;
\vskip1.000000\baselineskip
Donde una corriente superior de vapor (Td)
obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d),
dicha corriente superior de vapor (Td) comprendiendo por lo menos
85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos
parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una
columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a),
(b) y (c).
La presente invención también se relaciona a un
proceso para la epoxidación de propeno, que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- Separar el propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) compuesta de propano y por lo menos 80% en peso de propeno y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (x)
- separar propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 95% en peso de propeno, y reintroducir (M-x) en (a);
- (c)
- Separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) que comprende agua, por lo menos un compuesto que tenga una temperatura de ebullición más baja que la del metanol y más baja que la del agua a una presión dada, y por lo menos 60% en peso de metanol;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenga un punto de ebullición más bajo que metanol y más bajo que el del agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-y) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua, y reintroducir (M-di) en (a);
- (e)
- evaporar la mezcla (M-dii),
\vskip1.000000\baselineskip
Donde una corriente superior de vapor (Td) es
obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d),
dicha corriente superior de vapor (Td) que comprende por lo menos
85% en peso de metanol, y donde desde 15 a 50% en peso de (Td) son
usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en
(a), desde 2 a 15 en % en peso de (Td) son usados para operar por
lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 10% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (x), desde 1 a 40% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c),
desde 15 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (y), y desde 10 a 40% en peso
de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (e).
La presente invención también se relaciona a un
proceso para la epoxidación de propeno, que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación en una columna con pared dividida, donde el metanol separado es reciclado en (a);
- (b)
- Separar propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) compuesta de propano y por lo menos 80% en peso de propeno y una mezcla (M-bii) comprendiendo metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
\newpage
- (x)
- separar propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 95% en peso de propeno, y reintroduciendo (M-x) en (a);
- (c)
- Separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en dos columnas de destilación, donde desde la primera columna de destilación, una primera mezcla comprendiendo por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) comprendiendo agua, por lo menos un compuesto que tenga una temperatura de ebullición más baja que la del metanol y más baja que la del agua a una presión dada, y por lo menos 60% en peso de metanol, son obtenidos, dicha primera mezcla siendo introducida en la segunda columna de destilación desde la cual una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de propileno es obtenida;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenga un punto de ebullición más bajo que metanol y más bajo que el del agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-y) donde
- (i)
- la mezcla (M-y) es introducida en una primera columna de destilación (K1) desde la cual la corriente superior de vapor (Td) es obtenida, siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente del fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), la destilación en (K2) siendo realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar, (K2) siendo una columna con pared de división,
- \quad
- Y donde, antes de introducir en (K2), la corriente del fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde 130 a 175ºC con la corriente del fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es simultáneamente usado como vaporizador de (K1), y donde (Td) y la corriente superior obtenida desde (K2) son reintroducidas en (a);
- (e)
- evaporando la mezcla (M-dii),
- donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d), dicha corriente superior de vapor (Td) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c), (e), (x) y (y).
\vskip1.000000\baselineskip
La presente invención también se relaciona con
un proceso para la epoxidación de propeno, que comprende
- (a)
- hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) comprendiendo óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- Separar el propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) compuesta de propano y por lo menos 80% en peso de propeno y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (x)
- separar propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 95% en peso de propeno, y reintroducir (M-x) en (a);
- (c)
- Separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en dos columnas de destilación, donde desde la primera columna de destilación, una primera mezcla que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) que comprende agua, por lo menos un compuesto que tenga una temperatura de ebullición más baja que la del metanol y más baja que la del agua a una presión dada, y por lo menos 60% en peso de metanol, son obtenidos, siendo dicha primera mezcla introducida en la segunda columna de destilación desde la cual una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de propileno es obtenida;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenga un punto de ebullición más bajo que metanol y más bajo que el del agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende de 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
\newpage
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-y) donde
- (i)
- la mezcla (M-y) es introducida en una primera columna de destilación (K1) desde la cual la corriente superior de vapor (Td) es obtenida, siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente del fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), siendo la destilación en (K2) realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar, (K2) siendo una columna con pared de división,
- \quad
- Y donde, antes de introducir en (K2), la corriente del fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde 140 a 170ºC con la corriente del fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es simultáneamente usado como vaporizador de (K1), y donde (Td) y la corriente superior obtenida desde (K2) son reintroducidas en (a);
- (e)
- evaporar la mezcla (M-dii),
- donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d), dicha corriente superior de vapor (Td) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol, donde desde 20 a 40% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a) desde 3 a 10% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 3 a 10% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (x), desde 0 a 10% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en la primera columna de destilación en (c), desde 2 a 20% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en la segunda columna de destilación en (c), desde 20 a 40% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (y), desde 15 a 35% en peso de (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (e), y desde 3 a 30% en peso de (Td) es usado para por lo menos parcialmente operar por lo menos un control de intercambiador de calor usado en el proceso, dicho proceso posteriormente comprendiendo por lo menos un método de integración posterior seleccionado del grupo que consiste de
- (II)
- calentar el alimento de la columna de destilación usada en la etapa (a) con la corriente de fondo de esta columna y el alimento de por lo menos una columna de destilación usada en la etapa (d) con la corriente de fondo de esta columna;
- (III)
- condensar la corriente superior obtenida desde por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (x), (c), (y), y (e) en dos etapas, donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tiene una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es enfriado con agua que tiene una temperatura de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la primera etapa.
De acuerdo con la presente invención, el proceso
para la epoxidación de una olefina comprende
- (a)
- Hacer reaccionar la olefina con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por destilación;
- (b)
- Separar la olefina que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de olefina;
- (c)
- Separar el óxido de olefina de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol;
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua;
Donde una corriente superior de vapor (Td)
obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d),
comprendiendo dicha corriente superior de vapor (Td) por lo menos
85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos
parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una
columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a),
(b) y (c).
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(a)
En cuanto a la olefina usada de acuerdo con la
etapa (a), no hay restricciones específicas. Por ejemplo, eteno,
propileno, 1-buteno, 2-buteno,
isobuteno, butadieno, pentenos, piperileno, hexenos, hexadienos,
heptenos, octenos, diisobuteno, trimetilpenteno, nonenos, dodeceno,
trideceno, tetradeceno a eicoseno, tripropeno y tetrapropeno,
polibutadienos, poliisobutenos, isopreno, terpenos, geraniol,
linalool, linalil acetato, metilenociclopropano, ciclopenteno,
ciclohexeno, norborneno, ciclohepteno, vinilciclohexano,
viniloxirano, cinilciclohexeno, estireno, cicloocteno,
ciclooctadieno, vinilnorborneno, indeno, tetrahidroindeno,
metilestireno, diciclopentadieno, divinilbenzeno, ciclododeceno,
ciclododecatrieno, estilbeno, difenilbutadieno, vitamina A,
betacaroteno, fluoruro de vinilideno, haluros de alilo, cloruro de
crotilo, cloruro de metalilo, diclorobuteno, alil alcohol, metalil
alcohol, butenoles, butenodioles, ciclopentenodioles, pentenoles,
octadienoles, tridecenoles, esteroides no saturados, etoxieteno,
isoeugenol, anetol, ácidos carboxílicos no saturados tales como
ácido acrílico, ácido metacrílico, ácido crotónico, ácido maleico,
ácido vinilacético, ácidos grasos no saturados tales como ácido
oleico, ácido linoleico, ácido palmítico, grasas naturales y aceites
pueden hacerse reaccionar con peróxido de hidrógeno.
Se le da preferencia al uso de alquenos que
contienen desde 2 a 8 átomos de carbono. Se le da preferencia
particular al eteno, propeno y buteno para hacerlos reaccionar. Se
le da una preferencia muy particular al propileno para hacerlo
reaccionar.
Por lo tanto, la presente invención se relaciona
con un proceso como se describe arriba donde la olefina utilizada en
la etapa (a) es propeno y el respectivo óxido de olefina es óxido de
propileno.
De acuerdo con la etapa (a) del proceso, una
olefina se hace reaccionar con peróxido de hidrógeno en la presencia
de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción
para obtener una mezcla (Ma) que comprende óxido de olefina,
olefina que no reaccionó, metanol y agua. Entre por lo menos dos de
estas etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por
destilación. Por lo tanto, el proceso inventivo comprende por lo
menos la siguiente secuencia de etapas (i) a (iii):
- (i)
- Reacción de la olefina, preferiblemente propeno, con peróxido de hidrógeno para producir una mezcla que comprende óxido de olefina, preferiblemente óxido de propileno, y olefina que no reaccionó,
- (ii)
- Separación de la olefina que no reaccionó de la mezcla que resultó de la etapa (i),
- (iii)
- Reacción de la olefina que ha sido separada en la etapa (ii) con peróxido de hidrógeno.
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Por lo tanto, la etapa (a) puede comprender,
además de las etapas (i) y (iii), por lo menos una etapa de reacción
posterior y, en adición a la etapa (ii), por lo menos una etapa de
separación posterior. De acuerdo con una realización preferida, la
etapa (a) de proceso consiste de estas tres etapas.
En cuanto a las etapas (i) y (iii), no hay
restricciones especificas de cómo la reacción es llevada a cabo.
Como corresponde, es posible realizar una de las
etapas de reacción en modo de lote o en un modo semicontinuo o en
un modo continuo e independientemente del mismo, la otra etapa de
reacción en modo de lote o en modo semicontinuo o en modo continuo.
De acuerdo con una realización aun más preferida, ambas etapas de
reacción (i) y (iii) son realizadas en modo continuo.
La reacción de epoxidación en las etapas (i) y
(iii) es preferiblemente realizada en la presencia de por lo menos
un catalizador de zeolita. Las zeolitas son, como es conocido,
aluminosilicatos cristalinos que tienen estructuras ordenadas de
canal y jaula y que contienen microporos que son preferiblemente más
pequeños que aproximadamente 0.9 nm. La red de tales zeolitas está
conformada por SiO_{4} y AIO_{4} tetrahédricos que están unidos
por medio de puentes de oxigeno compartidos. Una visión general de
las estructuras conocidas puede ser encontrada, por ejemplo, en
W.M. Meier, D. H. Olson y Ch. Baerlocher, "Atlas of Zeolite
Structure Types", Elsevier, 5th edition, Amsterdam 2001.
Las zeolitas en las cuales no hay aluminio
presente y en las que parte del Si(IV) en el entramado de
silicato es remplazado por titanio como también por Ti(IV),
son conocidas. Estas zeolitas de titanio, en particular aquellas
que tienen una estructura de cristal del tipo MFI, y posibles formas
de prepararlas, son descritas, por ejemplo en EP 0 311 983 A2 y EP
0 405 978 A1. Aparte de silicio y titanio, tales materiales pueden
posteriormente comprender elementos adicionales tales como
aluminio, zirconio, estaño, hierro, cobalto, níquel, galio,
germanio, boro o pequeñas cantidades de flúor. En los catalizadores
de zeolita que han sido preferiblemente regenerados por el proceso
de la invención, parte o todo el titanio de la zeolita puede haber
sido remplazado por vanadio, zirconio, cromo o niobio o una mezcla
de dos o más de los mismos. La proporción molar de titanio y/o
vanadio, zirconio, cromo o niobio a la suma de silicio y titanio
y/o vanadio y/o zirconio y/o cromo y/o niobio está generalmente en
el rango de 0.01:1 a 0.1:1.
Zeolitas de titanio, en particular aquellas que
tienen una estructura de cristal del tipo MFI, y formas posibles de
prepararlas, son descritos, por ejemplo, en WO 98/55228, EP 0 311
983 A2, EP 0 405 978 A1, EP 0 200 260 A2.
\newpage
Es conocido que las zeolitas de titanio que
tienen la estructura MFI pueden ser identificadas por medio de un
patrón particular de difracción por rayos X y también por medio de
bandas de vibración de entramado en la región infrarroja (IR) a
aproximadamente 960 cm^{-1} y por lo tanto difieren de titanatos
de metal alcalino o fases cristalinas o amorfas de TiO_{2}.
Se puede hacer mención específica de zeolitas
que contienen titanio-, germanio-, teluro-, vanadio-, cromo-,
niobio-, zirconio- que tienen una zeolita de estructura pentasil, en
particular los tipos que pueden ser asignados por cristalografía de
rayos-X a las estructuras ABW, ACO, AEI, AEL, AEN,
AET, AFG, AFI, AFN, AFO, AFR, AFS, AFT, AFX, AFY, AHT, ANA, APC,
APD, AST, ASV, ATN, ATO, ATS, ATT, ATV, AWO, AWW, BCT, BEA, BEC,
BIK, BOG, BPH, BRE, CAN, CAS, CDO, CFI, CGF, CGS, CHA, CHI, CLO,
CON, CZP, DAC, DDR, DFO, DFT, DOH, DON, EAB, EDI, EMT, EPI, ERI,
ESV, ETR, EUO, FAU, FER, FRA, GIS, GIU, GME, GON, GOO, HEU, IFR,
ISV, ITE, ITH, ITW, IWR, IWW, JBW, KFI, LAU, LEV, LIO, LOS, LOV,
LTA, LTL, LTN, MAR, MAZ, MEI, MEL, MEP, MER, MMFI, MFS, MON, MOR,
MSO, MTF, MTN, MTT, MTW, MWW, NAB, NAT, NEES, NON, NPO, OBW, OFF,
OSI, OSO, PAR, PAU, PHI, PON, RHO, RON, RRO, RSN, RTE, RTH, RUT,
RWR, RWY, SAO, SAS, SAT, SAV, SBE, SBS, SBT, SFE, SFF, SFG, SFH,
SFN, SFO, SGT, SOD, SSY, STF, STI, STT, TER, THO, TON, TSC, UEI,
UFI, UOZ, USI, UTL, VET, VFI, VNI, VSV, WEI, WEN, YNU, YUG y
ZON.
Y también estructuras mezcladas de dos o más de
las estructuras arriba mencionadas. Además, las zeolitas que
contienen titanio que tienen la estructura ITQ-4,
SSZ-24, TTM-1,
UTD-1, CIT-1 o CIT-5
son también concebibles para uso en el proceso de la invención.
Posteriormente, zeolitas que contienen titanio, que pueden ser
mencionadas, son aquellas que tienen la estructura
ZSM-48 o ZSM-12.
Para los propósitos de la presente invención, se
le da preferencia al uso de zeolitas Ti que tienen una estructura
MFI, una estructura MEL, una estructura MFI/MEL mezclada o una
estructura MWW. Posterior preferencia se da específicamente a los
catalizadores de zeolita que contienen Ti a los que generalmente se
les refiere como "TS-1",
"TS-2", "TS-3", y también
zeolitas Ti que tienen una estructura armazón isomorfa con
beta-zeolita. Se le da una preferencia muy
particular al uso de catalizadores de zeolita de la estructura
TS-1 y la estructura Ti-MWW.
Los catalizadores, especialmente preferibles los
catalizadores de zeolita de titanio y aun más preferiblemente los
catalizadores que tienen estructura TS1 o MWW, pueden ser usados
como polvo, como gránulos, como microesferas, como cuerpos en
formas que tienen, por ejemplo, la forma de perdigones, cilindros,
ruedas, estrellas, esferas, panal y así sucesivamente, o como
extrudidos tales como extrudidos que tienen, por ejemplo, una
longitud desde 1 a 10, más preferiblemente desde 1 a 7 y aun más
preferiblemente desde 1 a 5 mm, y un diámetro desde 0.1 a 5, más
preferiblemente desde 0.2 a 4 y especialmente preferible desde 0.5 a
2 mm. Para lograr aumentar la densidad en masa de los extrudidos,
es preferido cortar los extrudidos con una corriente que consiste
esencialmente de un gas inerte.
Para cada uno de estos métodos de formación, es
posible usar por lo menos un enlazador y/o por lo menos un agente
de empaste y/o por lo menos un agente formador de poros. Antes de
usar el catalizador en la reacción de epoxidación de la presente
invención, es posible pretratar adecuadamente el catalizador. En
caso que el catalizador sea usado como catalizador soportado, puede
ser usado preferiblemente un vehículo usado que sea inerte, es
decir, que no reaccione con peróxido de hidrógeno, olefina y óxidos
de olefina.
Mas preferiblemente, se utiliza un catalizador
Ti-TS1 o Ti-MWWW el cual es
producido primero formando microesferas, por ejemplo microesferas
formadas de acuerdo con EP 0 200 260 A2, y después formando dichas
microesferas para obtener cuerpos de formas, preferiblemente
extrudidas como fue descrito arriba.
Por lo tanto, las reacciones en las etapas (i) y
(iii) son preferiblemente realizadas en suspensión o en modo de
lecho fijo, más preferiblemente en modo de lecho fijo.
En el proceso inventivo, es posible usar los
mismos o diferentes tipos de reactores en las etapas (i) y (iii).
Por lo tanto, es posible realizar una de las etapas de reacción en
un reactor isotérmico o adiabático y la otra etapa de reacción,
independientemente del mismo, en un reactor isotérmico o adiabático.
El término "reactor" como es usado en este caso comprende un
único reactor, una cascada de por lo menos dos reactores conectados
en serie, por lo menos dos reactores que son operados en paralelo, o
una multitud de reactores donde por lo menos dos reactores están
emparejados en serie y donde por lo menos dos reactores son operados
en paralelo. De acuerdo con una realización preferida, la etapa (i)
de la presente invención es realizada en por lo menos dos reactores
que son operados en paralelo, y la etapa (iii) de la presente
invención es realizada en un único reactor. Opcionalmente, la etapa
(iii) puede comprender por lo menos un reactor adicional el cual es
distribuido, por ejemplo, como reactor paralelo. Preferiblemente,
por lo menos uno de los reactores adicionales es operado si, por
ejemplo, el reactor de la etapa (iii) es sacado de servicio para
propósitos de regeneración que conciernen el catalizador usado. De
acuerdo con una de las realizaciones de la etapa (iii) de la
presente invención, la etapa (iii) consiste de dos reactores
distribuidos como reactores paralelos donde un reactor es usado para
llevar a cabo la reacción, y donde en caso de que ese reactor tenga
que ser sacado de servicio, por ejemplo a causa de propósitos de
regeneración, el otro reactor puede ser llevado a servicio, por lo
tanto permitiendo la realización de la reacción sin interrupción en
el proceso global.
Cada uno de estos reactores arriba descritos,
especialmente los reactores de acuerdo con la realización preferida,
pueden ser operados en modo de operación flujo abajo o flujo
arriba.
En caso de que los reactores sean operados en
modo flujo abajo, es preferido usar reactores de lecho fijo que son
preferiblemente tubulares, multitubulares o reactores de placa
múltiple, más preferiblemente equipados con por lo menos una
chaqueta de enfriamiento. En este caso, la reacción de epoxidación
es realizada a una temperatura de desde 30 a 80ºC, y el perfil de
temperatura en los reactores es mantenido a un nivel tal que la
temperatura del medio de enfriamiento en las chaquetas de
enfriamiento es de por lo menos 40ºC y la máxima temperatura en el
lecho catalizador es 60ºC. En caso de operación de los reactores con
flujo abajo, es posible escoger las condiciones de reacción tales
como temperatura, presión, velocidad de alimentación y cantidades
relativas de materiales tales que la reacción es realizada en una
única fase, más preferiblemente en una única fase líquida, o en un
sistema multifase que comprende, por ejemplo, 2 o 3 fases. En cuanto
al modo de operación flujo abajo, es especialmente preferido
realizar la reacción de epoxidación en una mezcla de reacción
multifase que comprenda una fase líquida acuosa rica en peróxido de
hidrógeno que contiene metanol y una fase líquida orgánica rica en
olefina, preferiblemente una fase rica en propeno.
En caso que los reactores sean operados en modo
flujo arriba, es preferido usar reactores de lecho fijo. Es aun
posteriormente preferido usar por lo menos dos reactores de lecho
fijo en la etapa (i) y por lo menos un reactor en la etapa (iii).
De acuerdo con una realización aun posterior preferida, los por lo
menos dos reactores usados en la etapa (i) son conectados en serie
u operados en paralelo, más preferiblemente operados en paralelo.
Generalmente, es necesario equipar por lo menos uno de los reactores
usado en la etapa (i) y/o (iii) con un medio de enfriamiento tal
como una chaqueta de enfriamiento. Especialmente preferible, por lo
menos dos reactores son usados en la etapa (i) los cuales son
conectados en paralelo y pueden ser operados de forma alterna. En
caso que los reactores sean operados en modo flujo arriba, los dos o
más reactores conectados en paralelo en la etapa (i) son
particularmente preferiblemente reactores de tubo, reactores
multitubo o reactores multiplaca, más preferiblemente reactores
multitubo y especialmente preferiblemente reactores de armazón y
tubo que comprenden una multitud de tubos tales como desde 1 a
20000, preferiblemente desde 10 a 10000, más preferiblemente desde
100 a 8000, más preferiblemente desde 1000 a 7000 y particularmente
preferiblemente desde 3000 a 7000, tubos. Para regenerar el
catalizador usado para la reacción de epoxidación, es posible ser
regenerado para por lo menos uno de los reactores conectados en
paralelo el ser sacado de operación para la etapa de reacción
respectiva y el catalizador presente en este reactor, con por lo
menos un reactor siempre estando disponible para reacción del
material de inicio o materiales de inicio en todas las etapas
durante el curso de los procesos continuos.
Como medio de enfriamiento usado para enfriar el
medio de reacción en los reactores arriba mencionados equipados con
chaquetas de enfriamiento, no hay restricciones específicas. Son
especialmente preferidos aceites, alcoholes, sales líquidas o
agua, tales como agua de río, agua salobre y/o agua de mar, que
pueden en cualquier caso, por ejemplo, preferiblemente ser tomadas
de un río y/o lago y/o mar cerca de la planta química en la cual el
reactor de la invención y el proceso de la invención son usadas y,
después de cualquier extracción apropiada necesaria de material
suspendido por filtración y/o sedimentación, ser usada directamente
sin tratamiento posterior para enfriar los reactores. Agua de
enfriamiento secundaria que es preferiblemente transportada
alrededor de un circuito cerrado es particularmente útil para
propósitos de enfriamiento. Esta agua secundaria de enfriamiento es
generalmente esencialmente agua desionizada o desmineralizada a la
cual por lo menos se le ha agregado preferiblemente un agente
antifallos. Más preferiblemente, esta agua de enfriamiento
secundaria circula entre el reactor de la invención y, por ejemplo,
una torre de enfriamiento. Se le da preferencia así mismo al agua
de enfriamiento secundaria siendo, por ejemplo, contraenfriada en
por lo menos un intercambiador de calor a contracorriente, por
ejemplo, agua de río, agua salobre y/o agua de mar.
En la etapa (iii), se le da particular
preferencia al uso de un reactor de eje, más preferiblemente un
reactor de eje continuamente operado y particularmente
preferiblemente un reactor de eje adiabático continuamente
operado.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona con un proceso como el descrito arriba donde en la etapa
(i), son utilizados por lo menos dos reactores de armazón y tubo que
tenía cada uno desde 1 a 20,000 tubos internos y siendo
continuamente operados en modo flujo arriba, siendo dichos reactores
operados en paralelo, y donde en la etapa (iii), un reactor de eje
adiabático es utilizado continuamente operado en modo flujo arriba.
Aun más preferiblemente, la reacción en por lo menos uno de estos
reactores, más preferiblemente en por lo menos dos reactores de la
etapa (i) y aun más preferiblemente en todos los reactores usados en
estados (i) y (iii) es llevada a cabo de tal forma que en el
reactor respectivo, está presente una única fase líquida. Aun más
preferiblemente,en cada uno de los reactores usados en las etapas
(i) y (iii), el catalizador usado para la reacción de epoxidación
es utilizado como reactor de lecho fijo donde el catalizador es un
catalizador de zeolita de titanio, más preferiblemente un
catalizador Ti-TS1 o Ti-MWWW y aun
más preferiblemente un catalizador Ti-TS1.
El peróxido de hidrógeno es usado en el proceso
de acuerdo con la invención en la forma de una solución acuosa con
un contenido de peróxido de hidrógeno generalmente de desde 1 a 90%
en peso, preferiblemente desde 10 a 70% en peso, más
preferiblemente desde 10 a 60% en peso. Tener una solución que tenía
desde 20 a menos de 50% en peso de peróxido de hidrógeno es
particularmente preferido.
De acuerdo con otra realización de la presente
invención, puede utilizarse una solución de peróxido de hidrógeno
crudo acuoso. Como solución de peróxido de hidrógeno crudo acuoso,
puede usarse una solución la cual es obtenida por extracción de una
mezcla con esencialmente agua pura donde la mezcla resulta de un
proceso conocido como proceso antraquinona (véase, por ejemplo,
Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, 5ta edición, volumen
3 (1989) páginas 447-457). En este proceso, el
peróxido de hidrógeno formado es generalmente separado por
extracción desde la solución de trabajo. Esta extracción puede ser
realizada esencialmente con agua pura, y se obtiene el peróxido de
hidrógeno crudo acuoso. De acuerdo con una realización de la
presente invención, ésta solución cruda puede ser utilizada sin
posterior purificación. La producción de tal solución cruda es
descrita, por ejemplo, en aplicación de patente Europea EP 1 122 249
A1. En cuanto al termino "esencialmente agua pura", se hace
referencia al párrafo 10, página 3 de EP 1 122 249 A1 la cual es
incorporada por referencia.
Para preparar el peróxido de hidrógeno el cual
es preferiblemente usado, es posible utilizar, por ejemplo, el
proceso antraquinona medio por el cual virtualmente toda la
producción mundial de peróxido de hidrógeno es producida. Una
visión general del proceso antraquinona es dada en "Ullmann's
Encyclopedia of Industrial Chemistry", 5ta edición, volumen 13,
páginas 447 a 456.
Es así mismo concebible obtener peróxido de
hidrógeno convirtiendo ácido sulfúrico en ácido peroxodisulfúrico
por oxidación anódica con evolución simultánea de hidrógeno en el
cátodo. La hidrólisis del ácido peroxodisulfúrico entonces conlleva
a través de ácido peroxomonosulfúrico a peróxido de hidrógeno y
ácido sulfúrico que es de este modo obtenido nuevamente.
Claramente, la preparación de peróxido de
hidrógeno de los elementos es también posible.
Antes de usar el peróxido de hidrógeno en el
proceso de la invención, es posible liberar, por ejemplo, una
solución de peróxido de hidrógeno comercialmente disponible de iones
no deseados. Métodos concebibles son, inter alia, aquellos
descritos, por ejemplo, en US 5,932,187, DE 42 22 109 A1 o US
5,397,475. Es asimismo posible remover por lo menos una sal
presente en la solución de peróxido de hidrógeno de la solución de
peróxido de hidrógeno por medio de intercambio de iones en un
aparato que contiene por lo menos una cama intercambiadora de iones
no ácida que tenía una área de flujo de corte transversal F y una
altura H las cuales son tales que la altura H de el lecho
intercambiadora de iones es menos que o igual a 2.5 \cdot
F^{1/2}, en particular menos que o igual a 1.5 \cdot F^{1/2}.
Para los propósitos de la presente invención, es en principio
posible usar todas los lechos intercambiadores de iones no ácidos
que comprenden intercambiadores de cationes y/o intercambiadores de
aniones. También es posible usar los intercambiadores de cationes y
aniones como camas mezcladas dentro de una cama intercambiadora de
iones. En una realización preferida de la presente invención, solo
se usa un tipo de intercambiadores de iones no ácidos. Posterior
preferencia es dada al uso de intercambio de iones básicos,
particularmente preferible aquella de un intercambiador de aniones
básico y más particularmente preferible aquella de un intercambiador
de aniones débilmente básico.
La reacción en los reactores de acuerdo con la
etapa (i) es preferiblemente realizada en condiciones de reacción
tales que la conversión de peróxido de hidrógeno es por lo menos
80%, más preferiblemente por lo menos 85% y aun más preferiblemente
por lo menos 90%. La presión en los reactores está generalmente en
el rango de desde 10 a 30 bar, más preferiblemente desde 15 a 25
bar. La temperatura del agua de enfriamiento está en el rango de
preferiblemente desde 20 a 70ºC, más preferiblemente desde 25 a
65ºC, y particularmente preferible desde 30 a 60ºC.
De acuerdo con la realización preferida de la
invención de acuerdo con la cual el reactor o los reactores en la
etapa (i) son reactores de lecho fijo, la mezcla de producto
obtenida del mismo esencialmente consiste de óxido de olefina,
preferiblemente óxido de propileno, olefina que no reaccionó,
preferiblemente propeno, metanol, agua y peróxido de hidrógeno.
De acuerdo con una realización preferida, la
mezcla del producto obtenida de la etapa (i) tiene un contenido de
metanol en el rango de desde 55 a 75% en peso, especialmente
preferible de desde 60 a 70% en peso, basado en el peso total de la
mezcla del producto, un contenido de agua en el rango de desde 5 a
25% en peso, especialmente preferible de desde 10 a 20% en peso,
basado en el peso total de la mezcla del producto, un contenido de
óxido de olefina en el rango de desde 5 a 20% en peso, especialmente
preferible de desde 8 a 15% en peso, basado en el peso total de la
mezcla del producto, y un contenido de olefina en el rango de desde
1 a 10% en peso, especialmente preferible de desde 1 a 5% en peso,
basado en el peso total de la mezcla del producto.
La temperatura de la mezcla del producto
obtenida de la etapa (i) está preferiblemente en el rango de desde
40 a 60ºC, más preferiblemente de desde 45 a 55ºC. Antes de ser
alimentado a la columna de destilación de (ii), la mezcla del
producto es preferiblemente calentada en por lo menos un
intercambiador de calor a una temperatura en el rango de desde 50 a
80ºC, más preferiblemente de desde 60 a 70ºC.
De acuerdo con un objeto de la presente
invención, calentar la corriente del producto obtenida desde la
etapa (i) es realizada usando, por lo menos parcialmente, la
corriente de fondo de la columna de destilación de la etapa (ii).
Por lo tanto, la integración de calor del proceso global de
epoxidación es aun posteriormente mejorado. De acuerdo con una
realización preferida, de desde 50 a 100%, más preferiblemente de
desde 80 a 100% y especialmente preferible de desde 90 a 100% de la
corriente de fondo obtenida desde la columna de destilación usada
en (ii) son usadas para calentar la corriente del producto obtenida
desde (i) desde una temperatura en el rango de desde 45 a 55ºC hasta
una temperatura en el rango de desde 65 a 70ºC.
De acuerdo con la etapa (ii), la olefina que no
reaccionó es separada de la mezcla resultado de la etapa (i). Esta
separación es llevada a cabo por destilación usando por lo menos una
columna de destilación. La mezcla de reacción obtenida de por lo
menos un reactor, preferiblemente de por lo menos dos reactores
usados en la etapa (i), comprendiendo olefina que no reaccionó,
óxido de olefina, metanol, agua y peróxido de hidrógeno que no
reaccionó, es introducido en la columna de destilación. La columna
de destilación es preferiblemente operada a una presión superior de
desde 1 a 10 bar, más preferiblemente de desde 1 a 5 bar, más
preferiblemente de desde 1 a 3 bar y aún más preferiblemente de
desde 1 a 2 bar tales como 1, 1.1, 1.2, 1.3, 1.4, 1.5, 1.6, 1.7,
1.8, 1.9 o 2 bar. De acuerdo con una realización específicamente
preferida, la columna de destilación tiene desde 5 a 60,
preferiblemente desde 10 a 50 y especialmente preferible desde 15 a
40 etapas teóricas.
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, la mezcla de reacción obtenida desde (i) es alimentada a
la columna de destilación de (ii) desde 2 a 30 etapas teóricas
debajo del tope, preferiblemente desde 10 a 20 etapas teóricas
debajo del tope de la columna.
En el tope de la columna de destilación de (ii),
es obtenida una corriente que consiste esencialmente de óxido de
olefina, preferiblemente óxido de propileno, metanol y olefina que
no reaccionó, preferiblemente propeno. En el tope de la columna,
una mezcla es obtenida que tiene un contenido de agua de no más de
0.5% en peso, preferiblemente de no más de 0.4% en peso y aún más
preferiblemente de no más de 0.3% en peso, y que tenía un contenido
de peróxido de hidrógeno de no más de 100 ppm, preferiblemente de no
más de 20 ppm y aún más preferiblemente de no más de 10 ppm, en
cada caso basado en el peso total de la mezcla obtenida en el tope
de la columna.
En el fondo de la columna de destilación, una
corriente que consiste esencialmente de metanol, se obtiene agua y
peróxido de hidrógeno que no reaccionó . En el fondo de la columna,
se obtiene una mezcla que tiene es una olefina, preferiblemente un
contenido de propeno de no más de 50 ppm, preferiblemente de no más
de 10 ppm y aún más preferiblemente de no más de 5 ppm, y que tenía
un óxido de olefina, preferiblemente un contenido de óxido de
propileno de no más de 50 ppm, preferiblemente de no más de 20 ppm
y aún más preferiblemente de no más de 10 ppm, en cada caso basado
en el peso total de la mezcla obtenida en el fondo de la
columna.
Por tanto, dependiendo en el respectivo punto de
vista, separación por destilación de acuerdo con la etapa (ii) puede
ser descrita como separación de olefina que no reaccionó o,
alternativamente, como separación de óxido de
olefina.
olefina.
El evaporador de la columna de destilación usado
en la etapa (ii) es por lo menos parcialmente operado usando por lo
menos parcialmente la corriente superior (Td). Preferiblemente,
desde 5 a 60%, más preferiblemente desde 15 a 50 y especialmente
preferible desde 20 a 40% de (Td) son usados para operar el
evaporador de la columna de destilación de la etapa (ii).
De acuerdo con una realización aún
posteriormente preferida, la columna de destilación usada en (ii) es
configurada como columna con pared de división que tenía por lo
menos una descarga lateral, preferible una descarga lateral.
Preferiblemente, la columna con pared de división preferiblemente
tiene desde 20 a 60, más preferiblemente desde 30 a 50 etapas
teóricas.
La región superior combinada de la parte de
entrada y descarga de la columna de pared de división
preferiblemente tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a
30%, del número total de etapas teóricas en la columna, la sección
de enriquecimiento de la parte de entrada preferiblemente tiene
desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a 30%, la sección de
limpieza de la parte de entrada preferiblemente tiene desde 15 a
70%, más preferiblemente desde 20 a 60%, la sección de limpieza de
la parte de descarga preferiblemente tiene desde 5 a 50%, más
preferiblemente desde 15 a 30%, la sección de enriquecimiento de la
parte de descarga preferiblemente tiene desde 15 a 70%, más
preferiblemente desde 20 a 60%, y la región combinada más baja de
las partes de entrada y descarga de la columna preferiblemente
tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a 30%, en cada
caso del número total de etapas teóricas en la columna.
Es asimismo ventajoso para la entrada a través
de la cual la mezcla del producto obtenida de (i) es alimentada en
la columna y la descarga lateral a través de la cual una parte del
metanol, preferiblemente de desde 0 a 50%, más preferiblemente de
desde 1 a 40%, aun más preferiblemente de desde 5 a 30% y
especialmente preferible de desde 10 a 25% del metanol, es sacado
como caldera intermedia y, aun más preferiblemente alimentado
directamente de vuelta a la etapa (i), para ser organizado a
diferentes alturas en la columna relativo a la posición de las
etapas teóricas. La entrada es preferiblemente localizada en una
posición que esté desde 1 a 25, más preferiblemente desde 5 a 15
etapas teóricas encima o debajo de la descarga lateral.
La columna con pared de división usada en el
proceso de la presente invención es preferiblemente configurada
como una columna empacada que contiene empaque aleatorio o empaque
ordenado o está configurada como una columna de bandeja. Por
ejemplo, es posible usar láminas de metal o empaque de malla que
tiene una área de superficie especifica de desde 100 a 1000
m^{2}/m^{3}, preferiblemente desde aproximadamente 250 a 750
m^{2}/m^{3}, como empaque ordenado. Dicho empaque provee una
alta eficiencia de separación combinada con una baja caída de
presión por etapa teórica.
En la configuración de la columna arriba
mencionada, la región de la columna dividida por la columna de
división, que consiste de la sección de enriquecimiento de la parte
de entrada, la sección de limpieza de la parte de descarga, la
sección de limpieza de la parte de entrada y la sección de
enriquecimiento de la parte de descarga, o partes del mismo es/son
provistas con empaque ordenado o empaque aleatorio. La pared de
división puede ser aislada térmicamente en estas regiones.
\newpage
La presión diferencial sobre la columna con
pared de división puede ser utilizada como parámetro regulatorio
para el poder de calor. La destilación es ventajosamente realizada a
una presión en el tope de desde 1 a 10 bar, preferible desde 1 a 5
bar, más preferiblemente desde 1 a 3 bar y aún más preferiblemente
de desde 1 a 2 bar tales como 1, 1.1, 1.2, 1.3, 1.4, 1.5, 1.6, 1.7,
1.8, 1.9 o 2 bar.
Por consiguiente, el poder del calor del
vaporizador en el fondo de la columna es seleccionado para mantener
un rango de presión. Consecuentemente, la cantidad de (Td) usada
para operar el vaporizador, siendo preferible desde 5 a 60%, más
preferiblemente desde 15 a 50 y especialmente preferible desde 20 a
40% de la cantidad total de (Td), puede ser adaptado para cumplir
con la presión diferencial a ser obtenida.
La destilación es entonces preferiblemente
realizada en un rango de temperatura desde 65 a 100ºC, más
preferiblemente desde 70 a 85ºC. La temperatura de destilación es
medida en el fondo de la torre.
En caso que tal columna con pared de división
sea usada, en el tope de la columna de destilación de (ii), una
corriente que consiste esencialmente de óxido de olefina,
preferiblemente óxido de propileno, metanol y olefina que no
reaccionó, es obtenido preferiblemente propeno. En el tope de la
columna, se obtiene una mezcla con un contenido de agua de no más
de 500 ppm, preferiblemente de no más de 400 ppm, y aún más
preferiblemente de no más de 300 ppm, y que tenía un contenido de
peróxido de hidrógeno de no más de 50 ppm, preferiblemente de no
más de 20 ppm y aún más preferiblemente de no más de 10 ppm, en cada
caso basado en el peso total de la mezcla obtenida en el tope de la
columna. Además, la corriente superior obtenida tiene una olefina,
preferiblemente con un contenido de propeno de desde 15 a 35% en
peso, preferible de desde 20 a 30% en peso y aun más preferiblemente
de desde 20 a 25% en peso, un óxido de olefina, preferiblemente un
contenido de óxido de propileno de desde 50 a 80% en peso,
preferible de desde 55 a 75% en peso y especialmente preferible de
desde 60 a 70% en peso, y un contenido de metanol de desde 5 a 20%
en peso, más preferiblemente de desde 7.5 a 17.5% en peso y
especialmente preferible de desde 10 a 15% en peso, en cada caso
basado en el peso total de la corriente superior.
En la descarga lateral de la columna de
destilación, se obtiene una corriente que consiste esencialmente de
metanol y agua. En la descarga lateral de la columna, una mezcla es
obtenida que tenía un contenido de metanol de por lo menos 95% en
peso, preferible por lo menos 96% en peso y aún más preferiblemente
por lo menos 97% en peso, y que tenía un contenido de agua de no más
de 5% en peso, preferible de no más de 3.5% en peso y aún más
preferiblemente de no más de 2% en peso, en cada caso basado en el
peso total de la mezcla obtenida en la descarga lateral de la
columna.
En el fondo de la columna de destilación, se
obtiene una corriente que consiste esencialmente de metanol, agua y
peróxido de hidrógeno que no reaccionó. En el fondo de la columna,
se obtiene una mezcla que tiene olefina, preferiblemente de no más
de 10 ppm y aún más preferiblemente de no más de 5 ppm, y que tenía
un óxido de olefina, preferiblemente un contenido de óxido de
propileno de no más de 50 ppm, preferiblemente de no más de 20 ppm
y aún más preferiblemente de no más de 10 ppm, en cada caso basado
en el peso total de la mezcla obtenida en el fondo de la
columna.
Por lo menos parte de la corriente tomada desde
el lateral de la columna con pared de división puede ser reciclado
como solvente en la etapa (i) del proceso inventivo.
Preferiblemente, por lo menos 90%, más preferiblemente por lo menos
95% de la corriente tomada de la descarga lateral son reciclados en
la etapa (i).
La corriente de fondo tomada de la columna de
destilación, preferiblemente la columna de destilación con pared de
división, esencialmente consistiendo de metanol, agua y peróxido de
hidrógeno que no reaccionó, es entonces alimentada al reactor de la
etapa (iii). Preferiblemente, la corriente de fondo es enfriada
antes de ser introducida en el reactor a través de, por ejemplo,
enfriamiento de una etapa o enfriamiento de dos etapas, más
preferiblemente a una temperatura de desde 20 a 40ºC, aún más
preferiblemente a una temperatura de desde 30 a 40ºC. Aún más
preferiblemente,se agrega adicionalmente olefina fresca,
preferiblemente propeno, directamente en el reactor de la etapa
(iii) o agregada a la corriente de fondo obtenida desde (ii) antes
de introducir lo mismo en el reactor de la etapa (iii).
Alternativamente o adicionalmente, se puede agregar peróxido de
hidrógeno fresco.
La selectividad de ésta reacción en la etapa
(iii) con respecto al peróxido de hidrógeno es preferible en el
rango desde 64 a 99%, más preferiblemente en el rango desde 72 a 90%
y particularmente preferible en el rango desde 75 a 87%.
La selectividad del proceso global con etapas
(i) a (iii) con respecto a peróxido de hidrógeno es preferible en el
rango desde 78 a 99%, más preferiblemente en el rango desde 88 a 97%
y particularmente preferible en el rango desde 90 a 96%.
La conversión total de peróxido de hidrógeno es
preferiblemente por lo menos 99.5%, más preferiblemente por lo menos
99.6%, más preferiblemente por lo menos 99.7% y particularmente
preferible por lo menos 99.8%.
La mezcla de reacción obtenida de la etapa (iii)
preferiblemente tiene un contenido de metanol de desde 50 a 90% en
peso, más preferiblemente de desde 60 a 85% en peso y especialmente
preferible de desde 70 a 80% en peso, basado en el peso total de la
mezcla de reacción. El contenido de agua es preferible en el rango
de desde 5 a 45% en peso, más preferiblemente de desde 10 a 35% en
peso y especialmente preferible de desde 15 a 25% en peso, basado
en el peso total de la mezcla de reacción. El óxido de olefina,
preferiblemente el contenido de óxido de propileno, es preferible
en el rango de desde 1 a 5% en peso, más preferiblemente de desde 1
a 4% en peso y especialmente preferible de desde 1 a 3% en peso,
basado en el peso total de la mezcla de reacción. La olefina,
preferiblemente el contenido de propeno es preferible en el rango de
desde 0 a 5% en peso, más preferiblemente de desde 0 a 3% en peso y
especialmente preferible de desde 0 a 1% en peso, basado en el peso
total de la mezcla de reacción.
La mezcla de producto tomada del reactor de la
etapa (iii) puede ser alimentada como mezcla (M-a)
en la etapa (b) del proceso inventivo. Adicionalmente, la corriente
tomada del tope de la columna de destilación de la etapa (ii) puede
ser combinada con la mezcla del producto tomada del reactor de la
etapa (iii) para dar la mezcla (M-a) la cual es
después alimentada a la etapa (b) del proceso inventivo.
Alternativamente, es posible alimentar separadamente la mezcla del
producto tomada del reactor de la etapa (iii) y la corriente
superior de la columna de destilación de la etapa (ii) a la etapa
(b), la última realización donde ambas corrientes son consideradas
como constituyentes de la mezcla (M-a) siendo
preferida.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(b)
De acuerdo con la etapa (b), la olefina que no
reaccionó es separada de la mezcla (M-a) por
destilación para obtener una mezcla (M-bi) que
comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla
(M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos
7% en peso de óxido de olefina.
Separación de acuerdo con la etapa (b) es
preferiblemente realizada en por lo menos una columna de
destilación, más preferiblemente en una columna de destilación.
Preferiblemente, esta columna tiene de desde 5 a 40, más
preferiblemente de desde 10 a 35 y especialmente preferible de desde
15 a 30 etapas teóricas.
La columna de destilación es preferiblemente
operada a una presión superior de desde 1 a 5 bar, más
preferiblemente de desde 1 a 4 bar, más preferiblemente de desde 1
a 3 bar y aún más preferiblemente de desde 1 a 2 bar tal como 1,
1.1, 1.2, 1.3, 1.4, 1.5, 1.6, 1.7, 1.8, 1.9 o 2 bar.
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, una mezcla (M-bi) es obtenida en la parte
superior de la columna de destilación que comprende por lo menos 85%
en peso de olefina, aún más preferiblemente de desde 85 a 90% en
peso de olefina, preferiblemente de propeno.
En el contexto de la presente invención, es
posible introducir propeno como propeno de calidad química en el
cual el propano está presente en un índice de volumen de propileno a
propano de desde aproximadamente 97:3 a aproximadamente 95:5. En
caso que se use propeno de calidad química, la mezcla
(M-bi) puede adicionalmente comprender hasta 15% en
peso, preferiblemente de desde 5 a 10% en peso de propano, basado en
el peso total de la mezcla (M-bi).
Preferiblemente, la mezcla
(M-bii) obtenida como corriente de fondo comprende
de desde 55 a 80% en peso, más preferiblemente desde 60 a 75% en
peso y especialmente preferible desde 65 a 70% en peso de metanol,
de desde 13 a 25% en peso, más preferiblemente desde 15 a 20% en
peso de agua, y por lo menos 7% en peso, más preferiblemente por lo
menos 8% en peso, más preferiblemente por lo menos 9% en peso y
especialmente preferible por lo menos 10% en peso, por ejemplo
desde 10 a 15% en peso tal como aproximadamente 10, aproximadamente
11, aproximadamente 12, aproximadamente 13, aproximadamente 14 o
aproximadamente 15% en peso de óxido de olefina, preferiblemente
óxido de propileno.
El evaporador de la columna de destilación usado
en la etapa (b) del proceso inventivo es por lo menos parcialmente
operado con por lo menos una parte de (Td). Más preferiblemente,1 a
20% en peso de (Td), más preferiblemente desde 2 a 15% en peso de
(Td) y especialmente preferible desde 3 a 10% en peso de (Td) son
usados para operar el evaporador usado en la etapa (b).
Si es necesario, por lo menos una corriente
alimentadora alimentada en la etapa (b) puede ser calentada con la
corriente de fondo obtenida desde la columna usada en la etapa
(b).
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Etapa
(c)
De acuerdo con la etapa (c), la mezcla
(M-bii) obtenida de la etapa (b) como corriente de
fondo es sometida a un proceso posterior de separación por
destilación en la cual se obtiene una mezcla (M-ci)
que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una
mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55%
en peso de metanol.
Separación de acuerdo con la etapa (c) es
preferiblemente realizada en por lo menos una columna de
destilación, más preferiblemente en una columna de destilación.
Preferiblemente, esta columna tiene de desde 30 a 110, más
preferiblemente de desde 40 a 100 y especialmente preferible de
desde 5 a 90 etapas teóricas.
La columna de destilación es preferiblemente
operada a una presión superior de desde 1 bar o menos. Especialmente
preferible, la columna de destilación es operada como una columna
al vacío a una presión superior de menos de 1 bar, más
preferiblemente a no más de 0.9 bar, más preferiblemente a no más de
0.8 bar, más preferiblemente a no más de 0.7 bar, y aún más
preferiblemente a no más de 0.6 bar. Rango preferidos de la presión
superior son, por ejemplo, desde 0.3 a 0.9 bar, más preferiblemente
desde 0.4 bar a 0.8 bar. Presiones superiores preferidas son, por
ejemplo, aproximadamente 0.4 bar o aproximadamente 0.5 bar o
aproximadamente 0.6 bar o aproximadamente 0.7 bar o aproximadamente
0.8 bar.
De acuerdo con una realización preferida del
proceso inventivo, la mezcla (M-ci) obtenida como la
corriente superior comprende por lo menos 99.1% en peso, más
preferiblemente por lo menos 99.2% en peso, más preferiblemente por
lo menos 99.3% en peso, más preferiblemente por lo menos 99.4% en
peso, y aun más preferiblemente por lo menos 99.5% en peso de óxido
de olefina, preferiblemente óxido de propileno. Contenidos
preferidos de (M-ci) con respecto a óxido de
olefina son, por ejemplo, en el rango de desde 99.1 a 99.9, más
preferiblemente desde 99.2 a 99.9, más preferiblemente desde 99.3 a
99.9, más preferiblemente desde 99.4 a 99.9 y aún más
preferiblemente desde 99.5 a 99.9% en peso, basado en el peso total
de la mezcla (M-ci).
De acuerdo con una realización preferida del
proceso inventivo, la mezcla (M-cii) obtenida como
corriente de fondo comprende de desde 55 a 85% en peso, más
preferiblemente desde 65 a 80% en peso y especialmente preferible
desde 75 a 80% en peso de metanol, y de desde 15 a 45% en peso, más
preferiblemente desde 20 a 35% en peso y especialmente preferible
de desde 20 a 25% en peso de agua, donde el contenido de la mezcla
(M-cii) en relación con metanol como también de agua
más alto que el contenido respectivo de la mezcla
(M-bii).
El evaporador de la columna de destilación usada
en la etapa (c) del proceso inventivo es por lo menos parcialmente
operado con por lo menos una parte de (Td). Más preferiblemente,1 a
50% en peso de (Td), más preferiblemente desde 1 a 40% en peso de
(Td) y especialmente preferible desde 2 a 30% en peso de (Td) son
usados para operar el evaporador usado en la etapa (c).
Para lograr mejorar aún más el balance de
energía del proceso global, la presente invención también provee
una posibilidad adicional de integración de calor. De acuerdo con
esta posibilidad, la corriente superior obtenida de la columna de
destilación de la etapa (c) que tiene una presión en los rangos
arriba mencionados, especialmente preferible en el rango de desde
0.4 a 0.8 bar, y la temperatura en el rango de desde 10 a 40 ºC,
preferible desde 10 a 30ºC y especialmente preferible desde 10 a
20ºC, es comprimida para obtener una corriente que tiene una
presión preferida en el rango de desde 1 a 10 bar, más
preferiblemente desde 1 a 5 bar y especialmente preferible desde 2
a 5 bar y una temperatura de hasta 100ºC, más preferiblemente en el
rango de desde 80 a 100ºC. La corriente comprimida obtenida es
entonces por lo menos parcialmente usada para parcialmente operar
el evaporador de la columna de destilación usada en la etapa (c).
Preferiblemente, desde 50 a 100% de la corriente superior, aún más
preferiblemente desde 80 a 95% de la corriente superior son usados
para operar parcialmente el evaporador de la columna de destilación
usada en la etapa (c).
De acuerdo con una realización posterior de la
presente invención, preferiblemente desde 1 a 50% en peso de (Td),
más preferiblemente desde 1 a 40% en peso de (Td) y especialmente
preferible desde 2 a 30% en peso de (Td) son específicamente usados
para iniciar la operación del evaporador de la columna de
destilación de la etapa (c), y preferiblemente desde 50 a 100% de
la corriente superior, aún más preferiblemente desde 80 a 95% de la
corriente superior son usados para operar completamente el
evaporador de la columna de destilación usada en la etapa (c) una
vez la columna de destilación opera completamente. Por lo tanto,
(Td) es parcialmente usado para iniciar la operación del
evaporador, y la corriente superior comprimida obtenida de la etapa
(c) se hace cargo de la operación del
evaporador.
evaporador.
Por consiguiente, en adición a una parte de
(Td), la corriente superior obtenida de la columna de destilación de
la etapa (c) es usada para operar la columna de destilación.
De acuerdo con una realización posterior de la
presente invención, separación de óxido de olefina, preferiblemente
óxido de propileno, en la etapa (c) es realizada en por lo menos
dos, más preferiblemente en dos columnas de destilación.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como el descrito arriba, donde en (c), el
óxido de olefina es separado en dos columnas de destilación, y donde
desde 0 a 20% en peso de (Td) son usados para por lo menos operar
parcialmente un vaporizador de la primera columna de destilación
desde el cual una mezcla que comprende por lo menos 98% en peso de
óxido de olefina es obtenido, siendo dicha mezcla introducida en la
segunda columna de destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son
usados para por lo menos operar parcialmente un vaporizador de la
segunda columna de destilación de la cual una corriente de óxido de
olefina que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina
es obtenida.
Aún más preferiblemente,la corriente de óxido de
olefina obtenida de la segunda columna de destilación comprende por
lo menos 99.9% en peso de óxido de olefina, aún más preferiblemente
por lo menos 99.99% en peso de óxido de olefina.
Preferiblemente, la primera columna tiene de
desde 30 a 110, más preferiblemente de desde 40 a 100 y
especialmente preferible de desde 50 a 90 etapas teóricas.
La primera columna es preferiblemente operada a
una presión tope de desde 1 bar o menos. Especialmente preferible,
la columna de destilación es operada como una columna al vacío a una
presión tope de menos de 1 bar, más preferiblemente a no más de 0.9
bar, más preferiblemente a no más de 0.7 bar, y aún más
preferiblemente a no más de 0.6 bar. Rangos preferidos de la
presión tope son, por ejemplo, desde 0.3 a 0.9 bar, más
preferiblemente desde 0.4 bar a 0.8 bar. Presiones tope preferidas
son, por ejemplo, aproximadamente 0.4 bar o aproximadamente 0.5 bar
o aproximadamente 0.6 bar o aproximadamente 0.7 bar o
aproximadamente 0.8 bar.
Preferiblemente, la segunda columna tiene de
desde 25 a 60, más preferiblemente de desde 30 a 55 y especialmente
preferible de desde 35 a 50 etapas teóricas.
La segunda columna es preferiblemente operada a
una presión tope de desde 1 a 7 bar, más preferiblemente desde 2 a 6
bar y especialmente preferible desde 3 a 5 bar.
La mezcla obtenida desde la parte superior de la
primera columna la cual es alimentada como una corriente
alimentadora a la segunda columna puede contener posteriormente
ciertos subproductos provenientes de una o más etapas del proceso
global de epoxidación, que tenía puntos de ebullición más bajos que
el óxido de olefina, preferiblemente el óxido de propileno.
Ejemplos para tales subproductos son aldehídos tales como, por
ejemplo, acetaldehído y/o formaldehído. Estos subproductos pueden
ser contenidos en la corriente superior de la primera columna en
una cantidad de hasta 0.3% en peso, preferiblemente hasta 0.20% en
peso y especialmente preferible hasta 0.15% en peso, basado en el
peso total de (M-cii) y refiriéndose a la suma de
los respectivos pesos de estos compuestos de baja ebullición.
Se encontró sorprendentemente que eligiendo una
presión tope de destilación de este rango permite la obtención de
grados ultra altos de pureza del óxido de olefina, preferiblemente
óxido de propileno, con respecto a los compuestos de baja
ebullición, y usando simultáneamente por lo menos parcialmente,
posterior preferible exclusivamente (Td) para operar el vaporizador
de la segunda columna de destilación de la etapa (c).
En caso que dos columnas de destilación sean
usadas en la etapa (c), desde 0 a 20% en peso de (Td) son usados
para operar el vaporizador de la primera columna y desde 1 a 30% en
peso de (Td) son usados para operar el vaporizador de la segunda
columna. Más preferiblemente,desde 0 a 15% en peso de (Td) son
usados para operar el vaporizador de la primera columna y desde 1 a
25% en peso de (Td) son usados para operar el vaporizador de la
segunda columna. Especialmente preferible, desde 0 a 10% en peso de
(Td) son usados para operar el vaporizador de la primera columna y
desde 2 a 20% en peso de (Td) son usados para operar el vaporizador
de la segunda columna.
Si es necesario, por lo menos una corriente
alimentadora alimentada en por lo menos una columna de destilación
usada en la etapa (c) puede ser calentada con la corriente de fondo
obtenida desde ésta columna.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(d)
De acuerdo con la etapa (d), la mezcla
(M-cii) obtenida de la etapa (c) como corriente de
fondo es sometida a un proceso de separación posterior por
destilación en el cual una mezcla (M-di) que
comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso
de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo
menos 90% en peso de agua son obtenidas.
La destilación en la etapa (d) puede ser
realizada en una, dos, tres o más columnas de destilación.
De acuerdo con un aspecto de la presente
invención, la destilación en la etapa (d) es realizada en una
columna de destilación. Preferiblemente, esta columna de
destilación tiene de desde 10 a 100, más preferiblemente de desde 20
a 90 y especialmente preferible de desde 30 a 70 etapas
teóricas.
La columna de destilación es operada a una
presión preferible de desde 1 a 12 bar, más preferiblemente de desde
2 a 11 bar y especialmente preferible de desde 3 a 10 bar.
La mezcla (M-di) obtenida de la
parte superior de la columna comprende por lo menos 85% en peso de
metanol y hasta 10% en peso de agua, más preferiblemente por lo
menos 90% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, más
preferiblemente por lo menos 95% en peso de metanol y hasta 5% en
peso de agua, más preferiblemente por lo menos 96% en peso de
metanol y hasta 4% en peso de agua y especialmente preferible por lo
menos 97% en peso de metanol y hasta 3% en peso de agua.
El índice de reflujo de esta columna es
preferible en el rango de 1 a 10, más preferiblemente en el rango de
2 a 8.
De acuerdo con una realización preferida de la
presente invención, la destilación en la etapa (d) es realizada en
un proceso de destilación de dos presiones, donde en una primera
columna de destilación (K1), la destilación es realizada a una
presión superior la cual es diferente de la presión superior de una
segunda columna de destilación (K2).
De acuerdo con una realización aún
posteriormente preferida de la presente invención, las columnas (K1)
y (K2) son emparejadas térmicamente. De acuerdo con una
realización, el condensador usado para condensar la corriente
superior de la primera o segunda columna de destilación es usada
simultáneamente como el vaporizador de la segunda o primera columna
de destilación. Preferiblemente, el condensador usado para condensar
la corriente superior obtenida desde la segunda columna de
destilación es usada simultáneamente como el vaporizador de la
primera columna de destilación. De acuerdo con otra realización, la
corriente de fondo obtenida de la columna (K1) la cual es
alimentada como corriente de entrada en la columna (K2) es
calentada, antes de ser introducida en (K2), con la corriente de
fondo obtenida de la columna (K2). De acuerdo con una realización
preferida, estas posibilidades térmicas emparejadas son
combinadas.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, donde en la etapa (d),
una destilación de dos presiones es realizada y el condensador usado
para condensar la corriente superior obtenida desde la segunda
columna de destilación (K2) es usada simultáneamente como el
vaporizador de la primera columna de destilación (K1) y donde la
corriente de fondo obtenida de la columna (K1) la cual es alimentada
como corriente de entrada en la columna (K2) es calentada, antes de
ser introducida en (K2), con la corriente de fondo obtenida de la
columna (K2).
El término "primera columna (K1)" como es
usado en el contexto de la presente invención se relaciona a la
columna en la cual la mezcla (M-cii) es alimentada.
El término "segunda columna (K2)" como es usado en el contexto
de la presente invención se relaciona a la columna en la cual la
corriente de fondo obtenida de (K1) es alimentada.
La destilación en la primera columna (K1) es
preferiblemente realizada a una presión superior en el rango de
desde 2 a 8 bar, más preferiblemente de desde 2 a 6 bar y
especialmente preferible en el rango de desde 2.5 a 6 bar. La
destilación en la segunda columna (K2) es preferiblemente realizada
a una presión superior en el rango desde 8 a 15 bar, más
preferiblemente de desde 8.5 a 14 bar, y especialmente preferible en
el rango desde 9 a 13 bar.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, donde la presión
superior de la primera columna de destilación es desde 2 a 8 bar y
la presión superior de la segunda columna de destilación es desde 8
a 14 bar.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, donde en (d),
- (i)
- La mezcla (M-cii) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es obtenida, siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y (ii) la corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), siendo la destilación en (K2) realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar.
\vskip1.000000\baselineskip
Donde antes de introducir en (K2), la corriente
de fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde
100 a 180ºC con la corriente de fondo obtenida desde (K2), y donde
el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida
de (K2) es simultáneamente usada como vaporizador de (K1).
Preferiblemente, la corriente de fondo obtenida
desde (K1) es calentada a una temperatura desde 110 a 180ºC, más
preferiblemente desde 120 a 180ºC, más preferiblemente desde 130 a
175ºC y aun más preferiblemente desde 140 a 170ºC.
El índice de reflujo de la columna (K2) es
preferible en el rango de desde 1 a 5, más preferiblemente de desde
2 a 4. El índice de reflujo es definido como el flujo de masa de la
corriente superior obtenida de la columna (K2) dividida por el
flujo de masa de la fracción de esta corriente alimentada nuevamente
a la parte superior de (K2).
La columna de destilación (K1) tiene
preferiblemente de desde 5 a 30, más preferiblemente desde 7 a 25 y
especialmente preferible de desde 10 a 20 etapas teóricas.
La columna de destilación (K2) tiene
preferiblemente de desde 5 a 60, más preferiblemente desde 10 a 55 y
especialmente preferible de desde 15 a 50 etapas teóricas.
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, la columna de destilación (K2) es configurada como una
columna con pared de división que tiene por lo menos una descarga
lateral, preferiblemente una descarga lateral. Preferiblemente, la
columna con pared de división tiene desde 10 a 60, más
preferiblemente desde 15 a 50 etapas teóricas.
La región superior combinada de la afluencia y
parte de descarga de la columna con pared de división
preferiblemente tiene desde 10 a 70%, más preferiblemente desde 15
a 55%, la sección de enriquecimiento de la parte de afluencia
preferiblemente tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a
30%, la sección de limpieza de la parte de afluencia
preferiblemente tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a
30%, la sección de limpieza de la parte de descarga preferiblemente
tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a 30%, la sección
de enriquecimiento de la parte de descarga preferiblemente tiene
desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a 30%, y la región
inferior combinada de la parte de afluencia y descarga de la columna
preferiblemente tiene desde 5 a 50%, más preferiblemente desde 15 a
30%, en cada caso del número total de etapas teóricas en la
columna.
\newpage
La columna con pared de división (K2) usada en
el proceso de la presente invención es preferiblemente configurada
o como una columna empacada que contiene empaque aleatorio o empaque
ordenado o como una columna de bandeja. Por ejemplo, es posible
usar una lámina de metal o empaque de malla que tenga una área de
superficie específica de desde 100 a 1000 m^{2}/m^{3},
preferiblemente desde aproximadamente 250 a 750 m^{2}/m^{3},
como empaque ordenado. Tal empaque provee una alta eficiencia de
separación combinada con una caída de baja presión por etapa
teórica.
teórica.
En la configuración de la columna arriba
mencionada, la región de la columna dividida por la pared de
división, la cual consiste de la sección de enriquecimiento de la
parte de afluencia, la sección de limpieza de la parte de descarga,
la sección de limpieza de la parte de afluencia y la sección de
enriquecimiento de la parte de descarga, o partes del mismo es/son
provistas con empaque ordenado o empaque aleatorio. La pared de
división puede ser aislada térmicamente en estas regiones.
Comparado a una columna de destilación
convencional, la columna con pared de división usada en la etapa (d)
tiene la ventaja de que ciertos subproductos que resultan de una o
más etapas del proceso global de epoxidación pueden ser fácilmente
separados del metanol. Ya que la mezcla (M-di) es
más preferiblemente alimentada de nuevo como solvente en la etapa
(a), se encontró que usando columnas con pared de división previene
que éstos subproductos excedan concentraciones no deseadas en los
circuitos de metanol. Ejemplos para tales subproductos son
compuestos tales como glicol éteres.
Por lo tanto, la presente invención es
caracterizada porque abarca, en etapas específicas de la
reacción, es decir, etapas (a) y (b), dos columnas con pared de
división, haciendo de este modo el proceso global de epoxidación aún
más efectivo.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba donde la columna (K2) es
una columna con pared de división.
En caso que la etapa (d) sea realizada como
destilación de dos presiones usando una columna de destilación
convencional (K1) y una columna con pared de división (K2), la
corriente superior (Td) obtenida del tope de la columna (K1)
comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de
agua, más preferiblemente por lo menos 90% en peso de metanol y
hasta 10% en peso de agua, más preferiblemente por lo menos 95% en
peso de metanol y hasta 5% en peso de agua, más preferiblemente por
lo menos 96% en peso de metanol y hasta 4% en peso de agua y
especialmente preferible por lo menos 97% en peso de metanol y hasta
3% en peso de agua. De acuerdo con una realización particularmente
preferida, la corriente superior (Td) comprende menos de 3% en peso
de agua tal como, por ejemplo, desde 1 a 2% en peso de agua.
La temperatura de (Td) es preferible en el rango
de desde 90 a 130ºC, más preferiblemente de desde 95 a 120ºC y
especialmente preferible de desde 100 a 110ºC.
La corriente de fondo obtenida de (K1) tiene una
temperatura preferida de desde 100 a 140ºC, más preferiblemente en
el rango de desde 110 a 130ºC. De acuerdo con la realización
preferida arriba descrita, ésta corriente de fondo es alimentada en
(K2) y, antes de ser alimentada, calentada con la corriente de fondo
de (K2) a una temperatura de desde 110 a 180ºC, más
preferiblemente desde 130 a 175ºC y aún más preferiblemente desde
140 a 170ºC.
La corriente de fondo obtenida desde (K1) tiene
un contenido de metanol preferido de desde 40 a 70% en peso y un
contenido de agua preferido de desde 30 a 60% en peso.
La corriente superior (M-di)
obtenida de la columna (K2) comprende por lo menos 85% en peso de
metanol y hasta 10% en peso de agua, más preferiblemente por lo
menos 90% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, más
preferiblemente por lo menos 95% en peso de metanol y hasta 5% en
peso de agua, más preferiblemente por lo menos 96% en peso de
metanol y hasta 4% en peso de agua y especialmente preferible por lo
menos 97% en peso de metanol y hasta 3% en peso de agua. De acuerdo
con una realización particularmente preferida, la corriente
superior obtenida de la columna (K2) comprende menos de 3% en peso
de agua tal como, por ejemplo, desde 1 a 2% en peso de agua.
La mezcla (M-dii) obtenida del
fondo de la columna (K2) comprende por lo menos 90% en peso de agua,
más preferiblemente por lo menos 95% en peso de agua y
especialmente preferible por lo menos 97% en peso de agua.
Preferiblemente (M-dii) es esencialmente libre de
metanol, es decir, tiene un contenido de metanol de menos de 5 ppm,
más preferiblemente menos de 1ppm. En adición al agua,
(M-dii) puede comprender ciertos subproductos que
resultan de una o más etapas del proceso global de epoxidación.
Ejemplos para tales subproductos son compuestos de glicol tales
como glicoles de propileno. Estos subproductos pueden estar
contenidos en (M-dii) en una cantidad de hasta 4% en
peso, preferiblemente hasta 3% en peso.
De acuerdo al proceso de la presente invención,
es posible que la mezcla (M-cii) introducida en la
etapa (d) comprenda subproductos producidos en por lo menos una
etapa del proceso global de epoxidación tal como éteres de glicol
como metoxipropanoles. En cuanto a éstas mezclas, se encontró
sorprendentemente que la destilación de dos presiones arriba
descrita, que comprende adicionalmente una columna con pared de
división, permite, por un lado, producir (Td) usado como fuente
principal de integración de calor del proceso global, y
simultáneamente, por otro lado, para separar simultáneamente estos
subproductos de la corriente de metanol (Td) la cual es alimentada
de nuevo como solvente en la etapa (a) y se obtiene una mezcla
(M-dii) como descrita arriba que tenía un contenido
muy bajo en relación a éstos subproductos de no más de 4% en peso,
preferiblemente no más de 3% en peso.
Una mezcla (M-diii) tomada de la
descarga lateral de la columna con pared de división (K2) que
comprende por lo menos 10% en peso de éteres de glicol, más
preferiblemente por lo menos 15% en peso de éteres de glicol y
especialmente preferible por lo menos 20% en peso de éteres de
glicol. Aún más preferiblemente,(M-diii) tiene un
contenido de metanol de no más de 5% en peso, más preferiblemente
menos de 2% en peso, más preferiblemente no más de 2% en peso y
especialmente preferible menos de 2% en peso.
Si el proceso de separación de acuerdo con la
etapa (d) es realizado usando una destilación de dos presiones
usando una columna de destilación convencional (K1) junto con una
columna con pared de división (K2), donde la corriente de fondo
obtenida de (K1) es calentada con la corriente de fondo obtenida de
(K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente
superior obtenida de (K2) es simultáneamente usada como vaporizador
de (K1), el balance de energía de la etapa (d) puede ser
significativamente mejorada. Basado en una destilación de una
presión usando por lo menos una columna de destilación convencional
como estándar de comparación, es posible un ahorro de energía de
desde 40 a 70%, preferible desde 50 a 60%, provisto que las mezclas
(M-di) y (M-dii) que tienen
esencialmente la misma composición son obtenidas en los proceso de
una presión o dos presiones. Por lo tanto, el proceso de
destilación de dos presiones mejora posteriormente la integración
de calor del proceso global de epoxidación.
De acuerdo con una realización preferida de la
presente invención, la integración de calor del proceso es aún
posteriormente mejorada calentando la corriente de alimentación
alimentada en por lo menos una columna de destilación de la etapa
(d) con la corriente de fondo de esta columna. Más
preferiblemente,la corriente alimentadora alimentada en la segunda
columna, preferiblemente la columna con pared de división, es
calentada con la corriente de fondo obtenida de ésta columna. Aún
más preferiblemente,la temperatura de la corriente alimentadora
alimentada en la columna con pared de división es calentada con una
temperatura de desde 100 a 140ºC, más preferiblemente desde 110 a
130ºC a una temperatura de desde 140 a 180ºC, más preferiblemente
desde 150 a 170ºC.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(x)
De acuerdo con una realización preferida
donde
- (a)
- El propeno reacciona con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- El propeno que no reaccionó es separado de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende propano y por lo menos 80% en peso de propeno, y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno el proceso de la presente invención comprende adicionalmente una etapa posterior (x) de separar propeno de la mezcla (M-bi).
\vskip1.000000\baselineskip
Opcionalmente, antes de la separación de propeno
de (M-bi), (M-bi) puede ser sometido
a por lo menos un proceso de separación posterior donde subproductos
provenientes de la reacción de epoxidación pueden ser removidos de
la mezcla, y/o ser sometidos a por lo menos una etapa de
enfriamiento.
La mezcla (M-bi) alimentada al
proceso de destilación de la etapa (x) tiene un contenido de propeno
de por lo menos 85% en peso, aún más preferiblemente de desde 85 a
90.
La separación de acuerdo con la etapa (x) es
preferiblemente realizada en por lo menos una columna de
destilación, más preferiblemente en una columna de destilación.
Preferiblemente, esta columna tiene de desde 80 a 160, más
preferiblemente de desde 90 a 140 y especialmente preferible de
desde 100 a 140 etapas teóricas.
La columna de destilación es preferiblemente
operada a una presión tope de desde 1 a 50 bar, más preferiblemente
de desde 10 a 40 bar, más preferiblemente de desde 20 a 30 bar.
De acuerdo con una realización preferida aún
posterior, una mezcla (M-x) es obtenida
comprendiendo por lo menos 85% en peso de olefina, aún más
preferiblemente de desde 85 a 90% en peso de olefina, preferible de
propeno.
Más preferiblemente,la mezcla
(M-x) comprende desde 92 a 99% en peso, más
preferiblemente desde 94 a 99% en peso, y especialmente preferible
desde 96 a 99% en peso de propeno. Dependiendo de las condiciones
exactas de destilación, (M-x) puede ser obtenida en
el tope de la columna o como una corriente lateral de la columna de
destilación. El contenido de propano de (M-x) es
preferiblemente menos de 5% en peso, más preferiblemente menos de 4%
en peso y especialmente menos de 3% en peso, basados en el peso
total de la mezcla (M-x).
\newpage
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, donde en (a), la mezcla
(M-a) adicionalmente comprende propano, donde en
(b), el propeno que no reaccionó es separado de la mezcla
(M-a) por destilación para obtener la mezcla
(M-bi) que comprende el propeno que no reaccionó y
propano, comprendiendo dicho proceso adicionalmente (x) separando el
propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para
obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos
90% en peso de propeno,
Y donde la corriente superior de vapor (Td) es
usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un
vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada
en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (x).
Preferiblemente, desde 1 a 20% en peso, más
preferiblemente desde 2 a 15% en peso y especialmente preferible
desde 3 a 10% en peso de (Td) son usados para operar el vaporizador
de la columna de destilación usada en la etapa (x).
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba donde desde 5 a 60% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b),
desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 1 a 20% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (x).
Opcionalmente, es posible que el vaporizador de
la columna de destilación de la etapa (x) sea adicionalmente operado
por vapor de baja presión que tenía, por ejemplo, una presión de
aproximadamente 1.5 bar, o agua
caliente.
caliente.
De acuerdo con una realización posteriormente
preferida, la mezcla (M-x) es reciclada y alimentada
de nuevo como material inicial en la etapa (a), en por lo menos uno
de los reactores usados en la etapa (i) de la etapa (a) o en por lo
menos uno de los reactores usados en la etapa (iii) de la etapa (a)
o en por lo menos uno de los reactores usados en la etapa (i) y por
lo menos uno de los reactores usados en la etapa (iii) de la etapa
(a).
Así, la etapa (x) de la presente invención no
solamente provee una mejora en cuanto a integración de calor del
proceso global sino que también una posibilidad ideal de recuperar
propeno en un grado de pureza para reciclar propeno como material
inicial para la reacción de epoxidación. De ahí, la etapa (x) provee
una mejora de balance de energía y simultáneamente de balance
material del proceso global.
Si es necesario, por lo menos una corriente
alimentadora alimentada en por lo menos una columna de destilación
usada en la etapa (x) puede ser calentada con la corriente de fondo
obtenida de esta columna.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(y)
De acuerdo con la presente invención, una mezcla
(M-cii) es obtenida de la etapa (c) comprendiendo de
desde 55 a 85% en peso, más preferiblemente desde 65 a 80% en peso y
especialmente preferible desde 75 a 80% en peso de metanol, y de
desde 15 a 45% en peso, más preferiblemente desde 20 a 35% en peso y
especialmente preferible de desde 20 a 25% en peso de agua.
La mezcla (M-cii) puede
posteriormente contener ciertos subproductos resultando de una o más
etapas del proceso global de epoxidación, que tenía puntos de
ebullición más bajos que el del agua y más bajos que el del metanol.
Ejemplos de tales subproductos son aldehídos tales como, por
ejemplo, acetaldehído y/o propionaldehído, u otros compuestos tales
como dioxolanos. Estos subproductos pueden ser contenidos en
(M-cii) en una cantidad de hasta 0.3% en peso,
preferiblemente hasta 0.15% en peso y especialmente preferible hasta
0.12% en peso, basado en el peso total de (M-cii) y
haciendo referencia a la suma de los pesos respectivos de estos
compuestos de baja
ebullición.
ebullición.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso donde antes de la etapa (d), por lo menos uno
de estos compuestos de baja ebullición es separado de la mezcla
(M-cii) para dar una mezcla (M-y) la
cual es entonces alimentada a la etapa (d).
En la etapa (y), por lo menos una,
preferiblemente una columna de destilación es usada.
Preferiblemente, esta columna tiene de desde 2 a 40, más
preferiblemente de desde 5 a 30 y especialmente preferible de desde
10 a 25 etapas teóricas.
La columna de destilación es preferiblemente
operada a una presión superior de desde 1 a 2 bar, más
preferiblemente de desde 1 a 1.5 bar, más preferiblemente de desde 1
a 1.2 bar. Fue encontrado sorprendentemente que eligiendo una
presión de destilación máxima de este rango permite obtener un alto
grado de pureza de la corriente de fondo con relación a los
compuestos de baja ebullición, y simultáneamente usando por lo menos
parcialmente (Td) para operar el vaporizador de la columna de
destilación de la etapa (y).
\newpage
\global\parskip0.900000\baselineskip
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, donde en (c), la mezcla
(M-cii) comprende adicionalmente por lo menos un
compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de
metanol y más baja que la de agua a una presión dada, dicho proceso
comprende
(y) separando el por lo menos un compuesto que
tiene un punto de ebullición más bajo que el metanol y más bajo que
el de agua de la mezcla (M-cii) por destilación para
obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a
80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
(d) separando el metanol de la mezcla
(M-y) en por lo menos una etapa de destilación para
obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos
85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla
(M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de
agua,
Y donde la corriente de vapor superior (Td) es
usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un
vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada
en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (y).
Como corresponde, la presente invención también
provee un proceso como el descrito arriba, donde desde 5 a 60% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b),
desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (y).
Más preferiblemente, desde 15 a 50% en peso, aun
más preferiblemente desde 20 a 40% en peso de (Td) son usados para
operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (y).
Especialmente preferible, solo (Td) es usado para operar el
vaporizador usado en (y).
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, una mezcla (M-y) es obtenida como
corriente de fondo que comprende menos de 0.06% en peso, más
preferiblemente menos de 0.05% en peso y especialmente preferible
menos que 0.04% en peso de los compuestos de baja ebullición, basado
en el peso total de (M-cii) y haciendo referencia a
la suma de los respectivos pesos de estos compuestos de baja
ebullición.
De este modo, usando solamente (Td) para operar
la columna de destilación, es posible disminuir la cantidad de
compuestos de baja ebullición en por lo menos 50%, preferiblemente
más de 50%. Sin usar una fuente de energía externa adicional, el
proceso inventivo por lo tanto permite que la prevención de que
estos compuestos de baja ebullición superen concentraciones no
deseadas en el circuito de metanol.
Si es necesario, por lo menos una corriente
alimentadora alimentada en por lo menos una columna de destilación
usada en la etapa (y) puede ser calentada con la corriente de fondo
obtenida de esta columna.
En el contexto de la presente invención, se
encontró adicionalmente que la corriente superior obtenida de la
columna de destilación de la etapa (y) puede ser ventajosamente
utilizada para operar por lo menos una de las columnas de
destilación en el proceso global de epoxidación. más
preferiblemente,la corriente superior obtenida desde la columna de
destilación de la etapa (y) es utilizada para operar por lo menos
una columna de destilación usada en la etapa (c).
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso de acuerdo con la invención, donde
preferiblemente desde 1 a 80% en peso, más preferiblemente desde 10
a 60% en peso y aun más preferiblemente desde 15 a 40% en peso de la
corriente superior obtenida desde la columna de destilación de la
etapa (y) son usados para operar el vaporizador de por lo menos una
columna de destilación de la etapa (c).
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
(z)
De acuerdo con otra realización de la presente
invención, los subproductos mencionados arriba los cuales resultan
de una o más etapas del proceso global de epoxidación y los cuales
tienen puntos de ebullición más bajos que el del agua y más bajo que
el del metanol, por ejemplo aldehídos tales como, por ejemplo,
acetaldehído y/o propionaldehído, u otros compuestos tales como
dioxilanos, tales subproductos pueden ser contenidos en
(M-cii) en una cantidad de hasta 0.3% en peso,
preferiblemente hasta 0.15% en peso y especialmente preferible hasta
0.12% en peso, basado en el peso total de (M-cii) y
en referencia a la suma de los respectivos pesos de estos compuestos
de baja ebullición, pueden ser separados en una etapa (z) la cual es
realizada después de la etapa (d).
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso de acuerdo con una de las realizaciones
arriba mencionadas, donde en (c), adicionalmente la mezcla
(M-cii) comprende por lo menos un compuesto que
tiene una temperatura de ebullición más baja que la del metanol y
más baja que la del agua a una presión dada, dicho proceso
comprende
(d) separar el metanol de la mezcla
(M-cii) en por lo menos una etapa de destilación
para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo
menos 85% en peso de metanol, hasta 10% en peso de agua y por lo
menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja
que la de metanol y más baja que la del agua, y una mezcla
(M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de
agua,
\global\parskip1.000000\baselineskip
(z) separando el compuesto que tiene un punto de
ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el del agua de
la mezcla (M-di) por destilación para obtener una
mezcla (M-z) que comprende desde 85 a 99.5% en peso
de metanol y desde 0.5 a 10% en peso de agua; y donde la corriente
superior de vapor (Td) es usada para operar por lo menos
parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una
columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a),
(b), (c) y (z).
En cuanto a la etapa (d), se hace referencia al
párrafo de arriba que describe la etapa (d) y sus realizaciones
preferidas. De ahí, la etapa (d) es preferiblemente realizada usando
dos, tres o más columnas, más preferiblemente dos columnas , aun
más preferiblemente una columna convencional (K1) y una columna con
pared de división (K2), y especialmente preferible como destilación
de dos presiones usando una columna convencional (K1) y una columna
con pared de división (K2), como ha sido descrito aquí arriba.
De este modo, especialmente si la etapa (d) es
realizada como destilación de dos presiones usando una columna de
destilación convencional (K1) y una columna con pared de división
(K2), y donde el metanol es separado de la mezcla
(M-cii) para obtener una mezcla
(M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de
metanol, hasta 10% en peso de agua y por lo menos un compuesto que
tiene una temperatura de ebullición más baja que la del metanol y
más baja que la del agua, y una mezcla (M-dii) que
comprende por lo menos 90% en peso de agua, la corriente superior
(Td) es obtenida de (K1), y la mezcla (M-di) es
obtenida como corriente superior de (K2), la mezcla
(M-dii) es obtenida como corriente de fondo de (K2)
y la mezcla (M-diii) es obtenida de la descarga
lateral de (K2). La corriente superior (Td) es usada como descrito
arriba, y el condensado de (Td) que resulta, por ejemplo, de por lo
menos uno de los vaporizadores como se describe aquí arriba y aquí
abajo, dicho condensado que contiene el por lo menos un compuesto
que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol
y más baja que la del agua, es alimentado en la etapa (z) para
obtener una mezcla (M-z) como corriente de fondo que
comprende desde 85 a 99.5% en peso de metanol y desde 0.5 a 10% en
peso de agua.
La mezcla (M-dii) obtenida desde
el fondo de la columna (K2) comprende por lo menos 90% en peso de
agua, más preferiblemente por lo menos 95% en peso de agua y
especialmente preferible por lo menos 97% en peso de agua.
Preferiblemente (M-dii) es esencialmente libre de
metanol, es decir, éste tiene un contenido de metanol de menos de 5
ppm, más preferiblemente de menos de 1ppm. Adicionalmente a agua,
(M-dii) puede comprender ciertos subproductos que
resultan de una o más etapas del proceso de epoxidación global.
Ejemplos para tales subproductos son compuestos de glicol tales
como glicoles de propileno. Estos subproductos pueden ser contenidos
en (M-dii) en una cantidad de hasta 4% en peso,
preferiblemente hasta 3% en peso.
Una mezcla (M-diii) tomada de la
descarga lateral de la columna con pared de división (K2) comprende
por lo menos 10% en peso de éteres de glicol, más preferiblemente
por lo menos 15% en peso de éteres de glicol y especialmente
preferible por lo menos 20% en peso de éteres de glicol. Aún más
preferiblemente,(M-diii) tiene un contenido de
metanol de no más de 5% en peso, más preferiblemente menos de 2% en
peso, más preferiblemente no más de 2% en peso y especialmente
preferible menos de 2% en peso.
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, la mezcla (M-di) obtenida de la corriente
superior de (K2) es adicionalmente alimentada en la etapa (z).
De acuerdo con una realización posterior, una
parte de la mezcla (M-di) obtenida como corriente
superior de (K2) es alimentada como reflujo a la parte superior de
la columna (K1).
De acuerdo con una realización posterior, una
parte del condensado de (Td) es alimentado como reflujo a la parte
superior de la columna (K1).
De acuerdo con una realización posterior, una
parte de la mezcla (M-di) obtenida como corriente
superior de (K2) y una parte del condensado de (Td) son alimentados
como reflujo a la parte superior de la columna (K1).
La etapa (z) es preferiblemente realizada usando
una columna de destilación que tiene, por ejemplo, desde 2 a 40,
preferiblemente desde 5 a 30 y especialmente preferible desde 10 a
25 etapas teóricas. La destilación es realizada a una presión
preferida de desde 1 a 2 bar, más preferiblemente desde 1 a 1.5 bar
y especialmente desde 1 a 1.2 bar. Se encontró sorprendentemente
que eligiendo una presión máxima de destilación de este rango
permite obtener un alto grado de pureza de la corriente de fondo en
relación a los compuestos de baja ebullición, y simultáneamente
usando por lo menos parcialmente (Td) para operar el vaporizador de
la columna de destilación de la etapa (z).
Como corresponde, la presente invención también
provee un proceso como se describe arriba, donde desde 5 a 60% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b),
desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (z).
Más preferiblemente,desde 15 a 50% en peso, aún
más preferiblemente desde 20 a 40% en peso de (Td) son usados para
operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (z).
Especialmente preferible, solo (Td) es usado para operar el
vaporizador usado en (z).
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida, una mezcla (M-z) es obtenida como
corriente de fondo comprendiendo menos de 0.06% en peso, más
preferiblemente menos de 0.05% en peso y especialmente preferible
menos de 0.04% en peso de los compuestos de baja ebullición, basado
en el peso total de (M-cii) y haciendo referencia a
la suma de los respectivos pesos de estos compuestos de baja
ebullición. Posterior, (M-z) comprende por lo menos
85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, más
preferiblemente por lo menos 90% en peso de metanol y hasta 10% en
peso de agua, más preferiblemente por lo menos 95% en peso de
metanol y hasta 5% en peso de agua, más preferiblemente por lo
menos 96% en peso de metanol y hasta 4% en peso de agua y
especialmente preferible por lo menos 97% en peso de metanol y hasta
3% en peso de agua. De acuerdo con una realización particularmente
preferida, (M-z) comprende menos de 3% en peso de
agua tal como, por ejemplo, desde 1 a 2% en peso de agua.
La mezcla (M-z) es más
preferiblemente alimentada de nuevo como solvente en la etapa
(a).
De este modo, usando solamente (Td) para operar
la columna de destilación de la etapa (z), es posible disminuir la
cantidad de compuestos de ebullición baja en por lo menos 50%,
preferiblemente más de 50%. Sin usar fuentes externas adicionales
de energía, el proceso inventivo por lo tanto permite prevenir que
estos compuestos de baja ebullición excedan concentraciones no
deseadas en el circuito de metanol.
Si es necesario, por lo menos una corriente
alimentadora alimentada en por lo menos una columna de destilación
usada en la etapa (z) puede ser calentada con la corriente de fondo
obtenida de esta columna.
La presente invención también comprende una
realización de acuerdo con la cual una etapa (y) es realizada antes
de la etapa (d) y simultáneamente una etapa (z) es realizada después
de la etapa (d).
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Etapa
(e)
De acuerdo con la etapa (d), una mezcla
(M-dii) es obtenida preferiblemente comprendiendo
por lo menos 90% en peso de agua, más preferiblemente por lo menos
95% en peso de agua y especialmente preferible por lo menos 97% en
peso de agua. Preferiblemente (M-dii) es
esencialmente libre de metanol, es decir, tiene un contenido de
metanol de menos de 5 ppm, más preferiblemente de menos de 1 ppm.
Adicionalmente al agua, (M-dii) puede comprender
ciertos subproductos que resultan de una o más etapas del proceso
global de epoxidación. Ejemplos para tales subproductos son
compuestos de glicol tales como glicol de propileno. Estos
subproductos pueden ser contenidos en (M-dii) en una
cantidad de hasta 4% en peso, preferiblemente hasta 3% en peso.
Para lograr separar por lo menos uno de estos
glicoles de la mezcla (M-dii), sorpresivamente se
encontró que un proceso de vaporización es apropiado para este
propósito, más preferiblemente como parte de un proceso de
destilación. En este contexto, se encontró que la vaporización puede
ser realizada usando por lo menos parcialmente el vapor de metanol,
es decir, superior de la corriente (Td).
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso como descrito arriba, que comprende
adicionalmente (e) evaporando la mezcla (M-dii).
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso que comprende adicionalmente una etapa (e),
donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo
menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c),
y desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (e).
Aún más preferiblemente, 10 a 40% en peso,
especialmente preferible desde 15 a 35% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos un vaporizador usado en la etapa (e).
De este modo, aún otro instrumento es
proporcionado para mejorar aún más el balance de energía del proceso
global de epoxidación y simultáneamente recuperar un producto de
valor, es decir glicol de propileno el cual puede ser separado que
tenía un grado de pureza de preferiblemente por lo menos 80% en peso
y un contenido de agua de preferiblemente no más de 5% en peso, más
preferiblemente no más de 4% en peso y aun más preferiblemente no
más de 3% en peso.
De ser necesario, una corriente alimentadora
alimentada en una columna de destilación usada en la etapa (e) puede
ser calentada con la corriente de fondo obtenida de esta
columna.
De acuerdo con una realización aún posterior
preferida de la presente invención, el proceso global de epoxidación
también abarca, en adición a los intercambiadores de calor usados
para por lo menos transferir parcialmente el calor contenido en
(Td) a los evaporadores usados en las columnas de destilación
descritas arriba, por lo menos un intercambiador de calor adicional
el cual sirve como un control intercambiador de calor para el
proceso global.
Debido al número y varias posibilidades de
mejorar el balance de energía del proceso global de epoxidación
usando el vapor de metanol (Td) como fuente de calor para operar los
vaporizadores respectivos en columnas de destilación, se encontró
que éste por lo menos un intercambiador de calor adicional sirve
como un instrumento ideal para remover parte de (Td) si, en un
punto dado en el tiempo, más (Td) es producido en la etapa (d) del
necesario requerido por el proceso global. En este caso, el (Td)
excedente es alimentado en el por lo menos un control
intercambiador de calor del cual una corriente de metanol puede ser
obtenida la cual es reciclada en la etapa (a) como solvente.
Por lo tanto, la presente invención también
provee un proceso como descrito arriba, que comprende adicionalmente
por lo menos un control intercambiador de calor.
De acuerdo con una realización preferida, desde
1 a 50% en peso de (Td), más preferiblemente desde 2 a 40% en peso
de (Td) y especialmente preferible desde 3 a 30% en peso de (Td) son
usados por lo menos parcialmente como corriente alimentadora de por
lo menos un control intercambiador de calor y por lo tanto para
operar dicho por lo menos un control intercambiador de calor usado
en el proceso.
De acuerdo con una realización preferida de la
presente invención, el vapor de metanol (Td) usado para operar los
vaporizadores de las columnas de destilación, como descrito arriba,
es subsecuentemente reutilizado, opcionalmente después de
recolectar y/o guardar, como solvente en la etapa (a) del proceso.
Alternativamente o adicionalmente, puede ser usado en por lo menos
un proceso posterior. Más preferiblemente,es reciclado en el proceso
inventivo de epoxidación mejorando así el balance de energía del
proceso global y simultáneamente el balance material del balance
global.
De acuerdo aún a otra realización de la presente
invención, el proceso inventivo comprende aún otro control
intercambiador de calor el cual puede actuar como contraparte del
control intercambiador de calor arriba descrito (intercambiador de
Volante). Este intercambiador de calor adicional puede servir como
una fuente de vapor de metanol en caso de que en dado punto en el
tiempo, no haya suficiente (Td) producido en la etapa (d) para
satisfacer las exigencias del proceso global. En este caso, metanol
fresco y/o condensado de metanol obtenido de (Td) después de haber
servido como fuente de calor en el proceso, opcionalmente
recolectado y almacenado, puede ser alimentado a este control
intercambiador de calor adicional donde el vapor de metanol es
producido. Como fuente de calor de este control intercambiador de
calor adicional, cada corriente apropiada puede ser usada. Más
preferido es el vapor de agua.
Por lo tanto, la presente invención también se
relaciona a un proceso de epoxidación que comprende dos
intercambiadores de calor actuando como contrapartes para
satisfacer las exigencias del proceso de epoxidación en relación al
vapor de metanol como fuente de calor para operar las columnas de
destilación como descritas arriba.
De este modo, proporcionando dos controles
contrapartes intercambiadores de calor, la presente invención provee
un instrumento flexible para satisfacer, en cualquier punto en el
tiempo, las exigencias actuales del proceso en relación al vapor de
metanol como fuente de calor.
Como ya fue descrito arriba, la presente
invención también provee un proceso donde el alimento de por lo
menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (c),
y (d), opcionalmente también por lo menos una de las etapas (x),
(y) y (e), es calentado con la corriente de fondo de esta columna de
destilación. más preferiblemente,por lo menos una columna de
destilación usada en las etapas (a) y (d) es calentada con la
corriente de fondo de esta columna de destilación.
En adición a las mejoras en la integración de
calor descritas arriba, es decir el proceso inventivo que comprende
un uso efectivo del vapor de metanol (Td), opcionalmente junto con
un uso efectivo de ciertas corrientes de fondo para calentar las
corrientes alimentadoras, se encontró que el proceso global puede
ser posteriormente mejorado por etapas especificas de condensación
donde corrientes superiores obtenidas de columnas especificas son
condensadas en más de una etapa, más preferiblemente en dos
etapas.
Por lo tanto, la presente invención también
provee un proceso de acuerdo con cualquiera de las realizaciones
arriba mencionadas, donde la corriente superior obtenida de por lo
menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), y
(c), opcionalmente adicionalmente en por lo menos una de las etapas
(x), (y) y (e), es condensada en dos etapas, donde en la primera
etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una
temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el
condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de
entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua
usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada
del agua usada en la primera etapa.
Más preferiblemente, esta condensación de dos
etapas es aplicada a las corrientes superiores obtenidas de las
columnas usadas en las etapas (b) y (c).
Por lo tanto, la presente invención también
provee un proceso de acuerdo con cualquiera de las realizaciones
arriba mencionadas, donde en (c), el óxido de olefina es separado en
dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en peso de (Td)
es usado para por lo menos operar parcialmente un vaporizador de la
primera columna de destilación desde la cual una mezcla que
comprende por lo menos 98% en peso de óxido de olefina es obtenida,
siendo dicha mezcla introducida en la segunda columna de
destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usados para por lo
menos operar parcialmente un vaporizador de la segunda columna de
destilación de la cual una corriente de óxido de olefina que
comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina es
obtenida, dicha corriente de óxido de olefina comprende por lo menos
99.8% en peso óxido de olefina siendo condensada en dos etapas,
donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que
tenía una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda
etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura
de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del
agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de
entrada del agua usada en la primera etapa.
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En los siguientes, procesos preferidos de la
presente invención son listados resultando de las siguientes
realizaciones 1 a 22 incluyendo las combinaciones de estas
realizaciones como son explícitamente dadas:
- 1.
- Un proceso para la epoxidación de una olefina que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar la olefina con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por destilación;
- (b)
- Separar la olefina que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de olefina;
- (c)
- Separar el óxido de olefina de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol;
- (d)
- Separar el metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua; donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d), dicha corriente de vapor superior (Td) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b) y (c).
- 2.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), y desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c).
- 3.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde la olefina es propeno y el óxido de olefina es óxido de propileno.
- 4.
- El proceso de acuerdo con la realización 3, donde en (a), la mezcla (M-a) adicionalmente comprende propano, donde en (b), el propeno que no reaccionó es separado de la mezcla (M-a) por destilación para obtener la mezcla (M-bi) que comprende el propeno que no reaccionó y propano, dicho proceso adicionalmente comprende (x) separando el propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 90% en peso de propeno,
- Y donde la corriente de vapor superior (Td) es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (x).
- 5.
- El proceso de acuerdo con la realización 4, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (x).
- 6.
- El proceso de acuerdo con la realización 3, donde en (c), la mezcla (M-cii) adicionalmente comprende por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la de agua a una presión dada, dicho proceso comprende
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tiene un punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el de agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- separar el metanol de la mezcla (M-y) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua, y donde la corriente de vapor superior (Td) es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (y).
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- 7.
- El proceso de acuerdo con la realización 6, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usadas para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (y).
- 8.
- El proceso de acuerdo con la realización 3, donde en (c), la mezcla (M-cii) adicionalmente comprende por lo menos un compuesto que tenía una temperatura de ebullición más baja la de metanol y más baja que la del agua a una presión determinada, dicho proceso comprende
- (d)
- separar el metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol, y hasta 10% en peso de agua y el por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la del agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua,
- (z)
- separar el compuesto que tiene un punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el de agua de la mezcla (M-di) por destilación para obtener una mezcla (M-z) que comprende desde 85 a 99.5% en peso de metanol y desde 0.5 a 10% en peso de agua; y donde la corriente de vapor superior (Td) es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (z).
- 9.
- El proceso de acuerdo con la realización 8 donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (z).
- 10.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde en (c), el óxido de olefina es separado en dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en peso de (Td) es usado para por lo menos parcialmente operar un vaporizador de la primera columna de destilación de la cual se obtiene una mezcla que comprende por lo menos 98% en peso de óxido de olefina, siendo dicha mezcla introducida en la segunda columna de destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usados para por lo menos parcialmente operar un vaporizador de la segunda columna de destilación de la cual se obtiene una corriente de óxido de olefina que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina.
- 11.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, adicionalmente comprende
- (e)
- evaporar la mezcla (M-dii).
- 12.
- El proceso de acuerdo con la realización 11, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c), y desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (e).
- 13.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para por lo menos parcialmente operar por lo menos un control intercambiador de calor usado en el proceso.
- 14.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde el alimento de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (c), y (d) es calentado con la corriente de fondo de esta columna de destilación.
- 15.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde la corriente superior obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), y (c) es condensada en dos etapas, donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tiene una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la primera etapa.
- 16.
- El proceso de acuerdo con la realización 15, donde en (c), el óxido de olefina es separado en dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en peso de (Td) son usados para por lo menos parcialmente operar un vaporizador de la primera columna de destilación de la cual se obtiene una mezcla que comprende por lo menos 98% en peso de óxido de olefina, siendo dicha mezcla introducida en la segunda columna de destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usadas para por lo menos parcialmente operar un vaporizador de la segunda columna de destilación de la cual se obtiene una corriente de óxido de olefina que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina, dicha corriente de óxido de olefina comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina siendo condensado en dos etapas, donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la primera etapa.
- 17.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde en (d), el metanol es separado de la mezcla (M-cii) en un proceso de destilación de dos presiones, donde en una primera columna de destilación, la destilación es realizada a una presión superior la cual es diferente de la presión superior de una segunda columna de destilación y donde el condensador usado para condensar la corriente superior de la primera o segunda columna de destilación es usada simultáneamente como el vaporizador de la segunda o primera columna de destilación.
- 18.
- El proceso de acuerdo con la realización 17, donde la presión superior de la primera columna de destilación es desde 2 a 8 bar y la presión superior de la segunda columna de destilación es desde 8 a 15 bar.
- 19.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde en (d),
- (i)
- la mezcla (M-cii) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es obtenida, siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), la destilación en (K2) siendo realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar, donde antes de introducir en (K2), la corriente de fondo obtenida de (K1) es calentada a una temperatura desde 110 a 180ºC con la corriente de fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es usada simultáneamente como vaporizador de (K1).
- 20.
- El proceso de acuerdo con la realización 19, donde (K2) es una columna con pared de división.
- 21.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde la olefina separada en (b) es reintroducida en (a).
- 22.
- El proceso de acuerdo con la realización 1, donde el metanol separado en (d) es reintroducido en (a).
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De acuerdo con una realización especialmente
preferida, la presente invención provee un proceso para la
epoxidación de propeno, que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- Separar el propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende propano y por lo menos 80% en peso de propeno, y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (x)
- separar el propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 95% en peso de propeno, y reintroduciendo (M-x) en (a);
- (c)
- separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) que comprende agua, por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la de agua a una presión dada, y por lo menos 60% en peso de metanol;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenía una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la de agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- separar metanol de la mezcla (M-y) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua, y re-introduciendo (M-di) en (a);
\newpage
- (e)
- evaporar la mezcla (M-dii),
- \quad
- Donde una corriente superior de vapor (Td) es obtenida desde por lo menos una columna de destilación usada en (d), dicha corriente superior de vapor (Td) comprendiendo por lo menos 85% en peso de metanol, y donde desde 15 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde 2 a 15% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 10% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (x), desde 2 a 40% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (c), desde 15 a 50% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (y), y desde 10 a 40% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (e).
\vskip1.000000\baselineskip
En cuanto a esta realización, es aún
posteriormente preferido que en (c), el óxido de propileno es
separado en dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en
peso de (Td) son usados para por lo menos parcialmente operar un
vaporizador de la primera columna de destilación de la cual se
obtiene una mezcla que comprende por lo menos 98% en peso de óxido
de propileno, dicha mezcla siendo introducida en la segunda columna
de destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usados para por
lo menos parcialmente operar un vaporizador de la segunda columna
de destilación de la cual se obtiene una corriente de óxido de
propileno que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de
propileno.
Adicionalmente o alternativamente a la
separación en dos columnas de destilación, esta realización
comprende por lo menos un método de integración posterior
seleccionado del grupo que consiste de
- (I)
- Usar 1 a 40% en peso de (Td) para por lo menos parcialmente operar por lo menos un control intercambiador de calor usado en el proceso;
- (II)
- Calentar el alimento de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (x), (c), (y), (d) y (e) con la corriente de fondo de esta columna de destilación; y (III) condensando la corriente superior obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (x), (c), (y), y (e) en dos etapas, donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tiene una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la primera etapa.
\vskip1.000000\baselineskip
Adicionalmente o alternativamente a la
separación en dos columnas de destilación y por lo menos uno de los
métodos (I) a (III), esta realización comprende una realización
preferida de etapa (d), de acuerdo con la cual
- (i)
- La mezcla (M-y) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual la corriente de vapor superior (Td) es obtenida, siendo realizada la destilación en (K1) a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- La corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), más preferiblemente una columna con pared de división (K2), siendo realizada la destilación en (K2) a una presión superior de desde 9 a 13 bar,
- Donde antes de introducir en (K2), la corriente de fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde 120 a 180ºC con la corriente de fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es simultáneamente usada como vaporizador de (K1).
\vskip1.000000\baselineskip
De acuerdo con una realización aún
posteriormente preferida, la presente invención provee un proceso
para la epoxidación de propeno, que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación en una columna con pared de división, donde el metanol separado es reciclado en (a); (b) separar el propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende propano y por lo menos 80% en peso de propeno, y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (x)
- separar el propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) que comprende por lo menos 95% en peso de propeno, y reintroduciendo (M-x) en (a);
\newpage
- (c)
- separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en dos columnas de destilación, donde desde la primera columna de destilación, una primera mezcla que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) que comprende agua, por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la de agua a una presión dada, y por lo menos 60% en peso de metanol, son obtenidos, siendo dicha primera mezcla introducida en la segunda columna de destilación desde la cual se obtiene una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de propileno.;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la del agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) que comprende desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- separar el metanol de la mezcla (M-y) donde
- (i)
- la mezcla (M-y) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual la corriente de vapor superior (Td) es obtenida, siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), siendo la destilación en (K2) realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar, (K2) siendo una columna con pared de división,
- \quad
- Y donde, antes de introducir en (K2), la corriente de fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde 130 a 175ºC con la corriente de fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es simultáneamente usada como vaporizador de (K1), y donde (Td) y la corriente superior obtenida desde (K2) son reintroducidas en (a);
- (e)
- Evaporando la mezcla (M-dii),
- Donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida desde por lo menos una columna de destilación usada en (d), dicha corriente superior de vapor (Td) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c), (e), (x) y (y).
\vskip1.000000\baselineskip
En cuanto a esta realización, es aún
adicionalmente preferido que desde 15 a 50% en peso de (Td) son
usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado
en (a), desde 2 a 15% en peso de (Td) son usados para operar por lo
menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 2 a 15% en
peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (x), desde 0 a 15% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en la
primera columna de destilación en (c), desde 2 a 25% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en la segunda columna de destilación en (c), desde 15 a 50%
en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (y), y desde 2 a 20% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado
en (e).
en (e).
Adicionalmente o alternativamente, esta
realización comprende por lo menos un método de integración
posterior seleccionado del grupo que consiste de
- (I)
- Usar 1 a 50% en peso de (Td), más preferiblemente 2 a 40% en peso de (Td) y aún más preferiblemente desde 3 a 30% en peso de (Td) para por lo menos parcialmente operar por lo menos un control intercambiador de calor usado en el proceso;
- (II)
- Calentar el alimento de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (x), (c), (y), (d) y (e), preferiblemente en las etapas (a) y/o (d), con la corriente de fondo de esta columna de destilación; y
- (III)
- Condensar la corriente superior obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (x), (c), (y), y (e), más preferiblemente en las etapas (b) y/o (c), en dos etapas, donde en la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tiene una temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la primera etapa.
\newpage
De acuerdo con una realización aún
posteriormente preferida, la presente invención provee un proceso
altamente integrado para la epoxidación de propeno, que
comprende
- (a)
- Hacer reaccionar el propeno con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de propileno, el propeno que no reaccionó, propano, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de propileno es separado por destilación;
- (b)
- Separar el propeno que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) comprendiendo propano y por lo menos 80% en peso de propeno, y una mezcla (M-bii) comprendiendo metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de propileno;
- (x)
- separando el propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) comprendiendo por lo menos 95 peso -% de propeno, y reintroduciendo (M-x) en (a);
- (c)
- Separar el óxido de propileno de la mezcla (M-bii) en dos columnas de destilación, donde desde la primera columna de destilación, una primera mezcla comprendiendo por lo menos 99% en peso de óxido de propileno y una mezcla (M-cii) comprendiendo agua, por lo menos un compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la del agua a una presión determinada y por lo menos 60% en peso de metanol, son obtenidos, siendo dicha primera mezcla introducida en la segunda columna de destilación desde la cual es obtenida una mezcla (M-ci) comprendiendo por lo menos 99.8% en peso de óxido de propileno;
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenía una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la de agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) comprendiendo desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- se separa el metanol de la mezcla (M-y) donde
- (i)
- la mezcla (M-y) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual es obtenida la corriente de vapor superior (Td), siendo la destilación en (K1) realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), siendo la destilación en (K2) realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar, (K2) siendo una columna con pared de división,
- \quad
- Y donde, anterior a la introducción en (K2), la corriente de fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde 140 a 170ºC con la corriente de fondo obtenida desde (K2), y donde el condensador usado para condensar la corriente superior obtenida desde (K2) es simultáneamente usada como vaporizador de (K1), y donde (Td) y la corriente superior obtenida desde (K2) son reintroducidas en (a);
- (d)
- evaporar la mezcla (M-dii),
\vskip1.000000\baselineskip
Donde una corriente de vapor superior (Td)
obtenida desde por lo menos una columna de destilación usada en
(d), comprendiendo dicha corriente de vapor superior (Td) por lo
menos 85% en peso de metanol, donde desde 20 a 40% en peso de (Td)
son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (a), desde 3 a 10% en peso de (Td) son usados para operar
por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 3 a
10% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos parcialmente
un vaporizador usado en (x), desde 0 a 10% en peso de (Td) son
usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en
la primera columna de destilación en (c), desde 2 a 20% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en la segunda columna de destilación en (c), desde
20 a 40% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (y), desde 15 a 35% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un
vaporizador usado en (e), y desde 3 a 30% en peso de (Td) son usados
para por lo menos parcialmente operar por lo menos un control
intercambiador de calor usado en el proceso, dicho proceso
posteriormente comprendiendo por lo menos un método de integración
posterior seleccionado del grupo que consiste de
(II) calentar el alimento de la columna de
destilación usado en la etapa (a) con la corriente de fondo de esta
columna y la alimentación de por lo menos una columna de destilación
usada en la etapa (d) con la corriente de fondo de esta columna;
(III) condensar la corriente superior obtenida
desde por lo menos una columna de destilación usada en las etapas
(a), (b), (x), (c), (y) y (e) en dos etapas, donde en la primera
etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura
de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador
es enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de desde 5
a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda
etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la
primera etapa.
El propileno (grado químico) es convertido a
óxido de propileno con peróxido de hidrógeno crudo que tiene una
concentración de 40% en peso en la presencia de metanol como
solvente y catalizador TS-1 en dos etapas de
reacción (i) y (iii), donde entre las dos etapas de reacción, el
óxido de propileno es separado en una etapa (ii) por
destilación.
La reacción en la etapa (i) es realizada a 20
bar, en la etapa (iii) a 10 bar. La conversión de H_{2}O_{2} en
la etapa (i) es del 91%. La destilación corre a una presión superior
a 1.2 bar. De la columna con pared de división en la etapa (ii) (40
etapas teóricas, pared de división desde la etapa 8 a la 32), se
separa por destilación sobre el tope una corriente que contiene
propileno excedente y óxido de propileno. La corriente lateral con
una concentración de 98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O
es directamente reciclada a la etapa de reacción (i) en una
cantidad de 13.5% de la corriente de solvente MeOH aplicada en el
proceso. La corriente de fondo que contiene metanol, agua, peróxido
de hidrógeno que no reaccionó y subproductos de epoxidación, por
ejemplo glicol éteres, es enviada junto con propileno fresco a las
etapas de reacción (iii) para convertir H_{2}O_{2} al 99.9%. La
corriente (M-a) es una mezcla de la corriente de
destilación superior y la corriente de salida de la etapa (iii) y
comprende óxido de olefina, la olefina que no reaccionó, el metanol
y el agua. (M-a) son enviadas a la etapa (b).
La olefina que no reaccionó de la mezcla
(M-a) es separada por destilación (b) en una columna
de destilación con 14 etapas teóricas a una presión de 1.1 bar para
obtener una mezcla (M-bi) en la parte superior de la
columna que comprendía 89% en peso de olefina, 5.6% en peso de
propano, 4% en peso de metanol y 1.4% en peso de oxígeno y para
obtener posteriormente una mezcla (M-bii) que
comprende metanol, agua y 11.1% en peso de óxido de
olefina.
olefina.
Subsecuentemente, el óxido de olefina crudo es
separado de la mezcla (M-bii) en una etapa de
destilación (c) a 0.5 bar en una torre de destilación que tiene 80
etapas teóricas para obtener una mezcla superior
(M-ci) que comprende 99.8% en peso de óxido de
olefina, 0.04% en peso de propileno, 0.04% en peso de acetaldehído,
0.01% en peso de metanol, 0.01% en peso de metanol y una mezcla
(M-cii) que comprende 76.2% en peso de metanol,
22.7% en peso de agua; siendo el resto subproductos de ebullición
pesada de la epoxidación. El óxido de olefina puro (> 99.9% en
peso de óxido de propileno) es separado de la mezcla
(M-ci) por destilación a una presión de 4 bar en
una torre de destilación que tiene 45 etapas teóricas como un
producto de corriente lateral de la etapa teórica 5.
El solvente metanol es separado de la mezcla
(M-cii) en dos columnas de destilación emparejadas
térmicamente en una etapa (d). (M-cii) se introduce
en una primera columna de destilación (13 etapas teóricas) de la
cual se obtiene la corriente superior de vapor (Td), siendo la
destilación realizada a una presión superior de 3.9 bar. La
corriente de fondo obtenida se introduce en una segunda columna de
destilación, una columna con pared de división (40 etapas teóricas,
pared de división desde la etapa 6 a la etapa 30), siendo la
destilación realizada a una presión superior de 10.8 bar. Dos
torres de destilación térmicamente emparejadas son realizadas tal
que el condensador usado para condensar la corriente superior
obtenida de la segunda torre es simultáneamente usada como
vaporizador para la primera columna. La mezcla
(M-di) (producto liquido superior producto de la
segunda columna) comprende 98% en peso de metanol y 2% en peso de
agua, la mezcla (M-dii) (producto de fondo de la
segunda columna) comprende 97.5% en peso de agua, 2% en peso de
glicol de propileno, 0.05% en peso de éteres de monoglicol, 0.45%
en peso de éteres de glicol superiores, y la mezcla
(M-diii) (producto de corriente lateral de la
segunda columna) comprende 22% en peso éteres de glicol y 88% en
peso de agua. La segunda columna de separación de metanol/agua es
operada con vapor de 16 bar (vapor de agua) de la rejilla.
La corriente superior de vapor (Td), obtenida de
la primera columna de destilación usada en (d) que tenía una
presión de 3.9 bar y una temperatura de 104ºC, y comprendiendo 98%
en peso de metanol y 2% en peso de agua, es usada para operar los
vaporizadores (rehervidores) usados en la columna de destilación
usada como se menciona en las etapas de separación (a), (b) y
(c).
Las siguientes exigencias de calor, calculadas
por tonelada métrica/h metanol reciclado como solvente, son
necesarias para operar los procesos arriba descritos:
- Una exigencia de calor de 428 KW/(t_{MeOH}/h) es necesaria. La etapa (ii) consume 37% (una exigencia de calor de 158 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (b) consume 5% (una exigencia de calor de 21 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (c) consume 12% (una exigencia de calor de 50 KW/(t_{MeOH}/h)) de la corriente superior de vapor MeOH (Td), obtenida de la primera columna de destilación usada en (d) que tenía una presión de 3.9 bar y una temperatura de 104ºC.
\vskip1.000000\baselineskip
Propileno (grado químico) es convertido a óxido
de propileno con peróxido de hidrógeno crudo que tenía una
concentración de 40% en peso en la presencia de metanol como
solvente y catalizador TS-1 en dos etapas de
reacción (i) y (iii), donde entre las dos etapas de reacción el
óxido de propileno es separado en una etapa (ii) por
destilación.
La reacción en la etapa (i) es realizada a 20
bar, en la etapa (iii) a 10 bar. La conversión de H_{2}O_{2} en
la etapa (i) es del 91%. La destilación corre a una presión superior
de 1.2 bar. De la columna con pared de división en la etapa (ii)
(40 etapas teóricas, pared de división desde la etapa 8 a la 32), se
separa por destilación sobre el tope una corriente que contiene
propileno excedente y óxido de propileno. La corriente lateral con
una concentración de 98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O
es directamente reciclada a la etapa de reacción (i) en una
cantidad de 13.5% de la corriente de solvente MeOH aplicada en el
proceso. La corriente de fondo que contiene metanol, agua, peróxido
de hidrógeno que no reaccionó y subproductos de epoxidación, por
ejemplo glicol éteres, es enviada junto con propileno fresco a las
etapas de reacción (iii) para convertir H_{2}O_{2} al 99.9%. La
corriente (M-a) es una mezcla de la corriente de
destilación superior y la corriente de salida de la etapa (iii) y
comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y
agua. (M-a) es enviada a la etapa (b).
La olefina que no reaccionó es separada de la
mezcla (M-a) por destilación (b) en una columna de
destilación con 14 etapas teóricas a una presión de 1.1 bar para
obtener una mezcla (M-bi) en la parte superior de la
columna comprendiendo 89% en peso de olefina, 5.6% en peso de
propano, 4% en peso de metanol y 1.4% en peso de oxígeno y una
mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y 11.1%
en peso de óxido de olefina.
Subsecuentemente, el óxido de olefina crudo es
separado de la mezcla (M-bii) en una etapa de
destilación (c) a 0.5 bar en una torre de destilación que tiene 80
etapas teóricas para obtener una mezcla superior
(M-ci) que comprende 99.8% en peso de óxido de
olefina, 0.04% en peso de propileno, 0.04% en peso de acetaldehído,
0.01% en peso de metanol, 0.01% en peso de metanol y una mezcla
(M-cii) que comprende 76.2% en peso de metanol,
22.7% en peso de agua; siendo el resto subproductos de ebullición
pesada de la epoxidación. El óxido de olefina puro (> 99.9% en
peso de óxido de propileno) es separado de la mezcla
(M-ci) por destilación a una presión de 4 bar en
una torre de destilación que tiene 45 etapas teóricas como un
producto de corriente lateral de la etapa teórica 5.
El solvente metanol es separado de la mezcla
(M-cii) en una etapa (d) en dos columnas de
destilación emparejadas térmicamente. (M-cii) es
introducido en una primera columna de destilación (13 etapas
teóricas) de la cual se obtiene la corriente superior de vapor
(Td), siendo la destilación realizada a una presión superior de 3.9
bar. La corriente de fondo obtenida es introducida en una segunda
columna de destilación, una columna con pared de división (40
etapas teóricas, pared de división desde la etapa 6 a la etapa 30),
siendo la destilación realizada a una presión superior de 10.8 bar.
Dos torres de destilación térmicamente emparejadas son realizadas
tal que el condensador usado para condensar la corriente superior
obtenida de la segunda torre es simultáneamente usada como
vaporizador para la primera columna. La mezcla
(M-di) (producto liquido superior de la segunda
columna) comprende 98% en peso de metanol y 2% en peso de agua, la
mezcla (M-dii) (producto de fondo de la segunda
columna) comprende 97.5% en peso de agua, 2% en peso de glicol de
propileno, 0.05% en peso de éteres de monoglicol, 0.45% en peso de
éteres de glicol superiores, y la mezcla (M-diii)
(producto de corriente lateral de la segunda columna) comprende 22%
en peso éteres de glicol y 88% en peso de agua. La segunda columna
de separación de metanol/agua es operada con vapor de 16 bar (vapor
de agua) de la rejilla.
En contraste al ejemplo 1, vapor de agua de la
rejilla es usada para operar vaporizadores (rehervidores) usados en
la columna de destilación como se menciona en las etapas de
separación (a), (b) y (c).
Las siguientes exigencias de calor, calculadas
por tonelada métrica/h metanol reciclado como solvente, son
necesarias para operar los procesos arriba descritos:
Una exigencia de calor de 676 KW/(t_{MeOH}/h)
es necesario. La etapa (a) consume adicionalmente una exigencia de
calor de 158 KW/(t_{MeOH}/h), la etapa (b) adicionalmente una
exigencia de calor de 21 KW/(t_{MeOH}/h), la etapa (c)
adicionalmente una exigencia de calor de 50 KW/(t_{MeOH}/h) de
vapor de la rejilla. En total, se consume una exigencia de calor de
904 KW/(t_{MeOH}/h). Comparado al consumo de calor en el ejemplo
1, el consumo de calor es aumentado por 111%. Este ejemplo muestra
claramente el beneficio del proceso inventivo de calor
integrado.
\vskip1.000000\baselineskip
El propileno (grado químico) es convertido con
peróxido de hidrógeno crudo que tenía una concentración de 40% en
peso en la presencia de metanol como solvente y catalizador
TS-1 a óxido de propileno en dos etapas de reacción
(i) y (iii), donde entre las dos etapas de reacción, el óxido de
propileno es separado en una etapa (ii) por destilación.
La reacción en la etapa (i) es realizada a 20
bar, en la etapa (iii) a 10 bar. La conversión de H_{2}O_{2} en
la etapa (i) es del 91%. La destilación corre a una presión tope de
1.2 bar. De la columna con pared de división en la etapa (ii) (40
etapas teóricas, pared de división desde la etapa 8 a la 32), una
corriente que contiene propileno excedente y óxido de propileno es
separada por destilación sobre el tope. La corriente lateral con
una concentración de 98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O
es directamente reciclada a las etapas de reacción (i) en una
cantidad de 13.5% de la corriente de solvente MeOH aplicada en el
proceso. La corriente de fondo que contiene metanol, agua, peróxido
de hidrógeno que no reaccionó y subproductos de epoxidación, por
ejemplo glicol éteres, es enviado junto con propileno fresco a las
etapas de reacción (iii) para convertir H_{2}O_{2} al 99.9%. La
corriente (M-a) es una mezcla de la corriente de
destilación superior y la corriente de salida de la etapa (iii) y
comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y
agua. (M-a) es enviada a la etapa (b).
La olefina que no reaccionó de la mezcla
(M-a) es separada por destilación (b) en una columna
de destilación con 14 etapas teóricas a una presión de 1.1 bar para
obtener una mezcla (M-bi) en la parte superior de la
columna comprendiendo 89% en peso de olefina, 5.6% en peso de
propano, 4% en peso de metanol y 1.4% en peso de oxígeno y una
mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y 11.1%
en peso de óxido de olefina. Después de la separación de oxigeno
por adsorción de la corriente (M-bi), el propileno
es separado de la mezcla resultante en una etapa (x) por
destilación en una torre de destilación con 130 etapas teóricas
operadas a una presión de 24.5 bar para obtener una mezcla
(M-x) que comprende 96% en peso de propileno y 4% en
peso de propano. (M-x) es reintroducido en la etapa
(a). Una mezcla de 88% en peso de propano, 5% en peso de propileno y
7% en peso de MeOH es obtenida en el fondo de la torre.
Subsecuentemente, el óxido de olefina crudo es
separado de la mezcla (M-bii) en una etapa de
destilación (c) a 0.5 bar en una torre de destilación que tiene 80
etapas teóricas para obtener una mezcla superior
(M-ci) que comprende 99.8% en peso de óxido de
olefina, 0.04% en peso de propileno, 0.04% en peso de acetaldehído,
0.01% en peso de metanol, 0.01% en peso de metanol y una mezcla
(M-cii) que comprende 76.2% en peso de metanol,
22.7% en peso de agua; el resto siendo subproductos de ebullición
pesada de la epoxidación. El óxido de olefina puro (> 99.9% en
peso de óxido de propileno) es separado de la mezcla
(M-ci) por destilación a una presión de 4 bar en
una torre de destilación que tiene 45 etapas teóricas como un
producto de corriente lateral de la etapa teórica 5.
Compuestos de baja ebullición que tienen un
punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el
del agua son separados en una etapa (y) de la mezcla
(M-cii) sobre el tope de una torre de destilación
que tenía 15 etapas teóricas por destilación a una presión de 1 bar
para obtener una mezcla de corriente superior que comprende 20% en
peso componentes de baja ebullición tales como acetaldehído y
propionaldehído y 7% en peso de agua. El resto es MeOH. Una
corriente de fondo (M-y) es obtenida.
El solvente metanol es separado de la mezcla de
corriente de fondo (M-y) en dos columnas de
destilación emparejadas térmicamente. (M-y) es
introducido en una primera columna de destilación (13 etapas
teóricas) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es
obtenida, siendo la destilación siendo a una presión superior de 3.9
bar. La corriente de fondo obtenida es introducida en una segunda
columna de destilación, una columna con pared de división (40
etapas teóricas, pared de división desde la etapa 6 a la etapa 30),
siendo la destilación realizada a una presión superior de 10.8 bar.
Dos torres de destilación térmicamente emparejadas son realizadas
tal que el condensador usado para condensar la corriente superior
obtenida de la segunda torre es simultáneamente usada como
vaporizador para la primera columna. La mezcla
(M-di) (producto líquido superior de la segunda
columna) comprende 98% en peso de metanol y 2% en peso de agua, la
mezcla (M-dii) (producto de fondo de la segunda
columna) comprende 97.5% en peso de agua, 2% en peso de glicol de
propileno, 0.05% en peso de éteres de monoglicol, 0.45% en peso de
éteres de glicol superiores, y la mezcla (M-diii)
(producto de corriente lateral de la segunda columna) comprende 22%
en peso éteres de glicol y 88% en peso de agua. La segunda columna
de separación de metanol/agua es operada con vapor de 16 bar (vapor
de agua) de la rejilla.
La corriente superior de vapor MeOH (Td),
obtenida de la primera columna de destilación usada en (d) que tenía
una presión de 3.9 bar y una temperatura de 104 C, y comprendiendo
98% en peso de metanol y 2% en peso de agua, es usada para operar
los vaporizadores (re-hervidores) usados en la
columna de destilación usada como se mencionó en las etapas de
separación (a), (b), (x), (c), y (y).
Las siguientes exigencias de calor, calculadas
por tonelada métrica/h metanol reciclado como solvente, son
necesarias para operar los procesos arriba descritos:
Una exigencia de calor de 428 KW/(t_{MeOH}/h)
es necesario. La etapa (ii) consume 37% (una exigencia de calor de
158 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (b) consume 5% (una exigencia de
calor de 21 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (x) consume 6% (una
exigencia de calor de 25 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (c) consume
12% (una exigencia de calor de 50 KW/(t_{MeOH}/h)) y la etapa (y)
consume 33% (una exigencia de calor de 140 KW/(t_{MeOH}/h)) de la
corriente superior de vapor MeOH (Td), obtenida de la primera
columna de destilación usada en (d) que tenía una presión de 3.9 bar
y una temperatura de 104ºC.
\vskip1.000000\baselineskip
El propileno (grado químico) es convertido con
peróxido de hidrógeno crudo que tenía una concentración de 40% en
peso en la presencia de metanol como solvente y catalizador
TS-1 a óxido de propileno en dos etapas de reacción
(i) y (iii), donde entre las dos etapas de reacción, el óxido de
propileno es separado en una etapa (ii) por destilación.
La reacción en la etapa (i) es realizada a 20
bar, en la etapa (iii) a 10 bar. La conversión de H_{2}O_{2} en
la etapa (i) es del 91%. La destilación corre a una presión tope de
1.2 bar. De la columna con pared de división en la etapa (ii) (40
etapas teóricas, pared de división desde la etapa 8 a la 32), una
corriente que contiene propileno excedente y óxido de propileno es
separada por destilación sobre el tope. La corriente lateral con
una concentración de 98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O
es directamente reciclada a las etapas de reacción (i) en una
cantidad de 13.5% de la corriente de solvente MeOH aplicada en el
proceso. La corriente de fondo que contiene metanol, agua, peróxido
de hidrógeno que no reaccionó y subproductos de epoxidación, por
ejemplo glicol éteres, es enviado junto con propileno fresco a las
etapas de reacción (iii) para convertir H_{2}O_{2} al 99.9%. La
corriente (M-a) es una mezcla de la corriente de
destilación superior y la corriente de salida de la etapa (iii) y
comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y
agua. (M-a) es enviada a la etapa (b).
La olefina que no reaccionó de la mezcla
(M-a) es separada por destilación (b) en una columna
de destilación con 14 etapas teóricas a una presión de 1.1 bar para
obtener una mezcla (M-bi) en la parte superior de la
columna comprendiendo 89% en peso de olefina, 5.6% en peso de
propano, 4% en peso de metanol y 1.4% en peso de oxígeno y una
mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y 11.1%
en peso de óxido de olefina. Después de la separación de oxigeno
por adsorción de la corriente (M-bi), el propileno
es separado de la mezcla resultante en una etapa (x) por
destilación en una torre de destilación con 130 etapas teóricas
operadas a una presión de 24.5 bar para obtener una mezcla
(M-x) que comprende 96% en peso de propileno y 4% en
peso de propano. (M-x) es reintroducido en la etapa
(a). Se obtiene
en el fondo de la torre una mezcla de 88% en peso de propano, 5% en peso de propileno y 7% en peso de MeOH.
en el fondo de la torre una mezcla de 88% en peso de propano, 5% en peso de propileno y 7% en peso de MeOH.
Subsecuentemente, el óxido de olefina crudo es
separado de la mezcla (M-bii) en una etapa de
destilación (c) a 0.5 bar en una torre de destilación que tiene 80
etapas teóricas para obtener una mezcla superior
(M-ci) que comprende 99.8% en peso de óxido de
olefina, 0.04% en peso de propileno, 0.04% en peso de acetaldehído,
0.01% en peso de metanol, 0.01% en peso de metanol y una mezcla
(M-cii) que comprende 76.2% en peso de metanol,
22.7% en peso de agua; el resto siendo subproductos de ebullición
pesada de la epoxidación. El óxido de olefina puro (> 99.9% en
peso de óxido de propileno) es separado de la mezcla
(M-ci) por destilación a una presión de 4 bar en
una torre de destilación que tiene 45 etapas teóricas como un
producto de corriente lateral de la etapa teórica 5.
Compuestos de baja ebullición que tienen un
punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el
del agua son separados en una etapa (y) de la mezcla
(M-cii) sobre el tope de una torre de destilación
que tenía 15 etapas teóricas por destilación a una presión de 1 bar
para obtener una mezcla de corriente superior que comprende 20% en
peso componentes de baja ebullición tales como acetaldehído y
propionaldehído y 7% en peso de agua. El resto es MeOH. Una
corriente de fondo (M-y) es obtenida.
El solvente metanol es separado de la mezcla de
corriente de fondo (M-y) en dos columnas de
destilación emparejadas térmicamente. (M-y) es
introducido en una primera columna de destilación (13 etapas
teóricas) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es
obtenida, la destilación siendo realizada a una presión superior de
3.9 bar. La corriente de fondo obtenida es introducida en una
segunda columna de destilación, una columna con pared de división
(40 etapas teóricas, pared de división desde la etapa 6 a la etapa
30), siendo la destilación siendo realizada a una presión superior
de 10.8 bar. Dos torres de destilación térmicamente emparejadas son
realizadas tal que el condensador usado para condensar la corriente
superior obtenida de la segunda torre es simultáneamente usada como
vaporizador para la primera columna. La mezcla
(M-di) (producto liquido superior de la segunda
columna) comprende 98% en peso de metanol y 2% en peso de agua, la
mezcla (M-dii) (producto de fondo de la segunda
columna) comprende 97.5% en peso de agua, 2% en peso de glicol de
propileno, 0.05% en peso de éteres de monoglicol, 0.45% en peso de
éteres de glicol superiores, y la mezcla (M-diii)
(producto de corriente lateral de la segunda columna) comprende 22%
en peso éteres de glicol y 88% en peso de agua. La segunda columna
de separación de metanol/agua es operada con vapor de 16 bar (vapor
de agua) de la rejilla.
En contraste al ejemplo 3, el vapor de agua de
la rejilla es usado para operar vaporizadores
(re-hervidores) usados en la columna de destilación
como se menciona en las etapas de separación (a), (x) (b), (c) y
(y).
Las siguientes exigencias de calor, calculadas
por tonelada métrica/h metanol reciclado como solvente, son
necesarias para operar los procesos arriba descritos:
Una exigencia de calor de 676 KW/(t_{MeOH}/h)
es necesario en la etapa (d). La etapa (a) consume adicionalmente
37% (una exigencia de calor de 158 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (b)
adicionalmente 5% (una exigencia de calor de 21 KW/(t_{MeOH}/h)),
la etapa (x) adicionalmente 6% (una exigencia de calor de 25
KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (c) consume 12% (una exigencia de calor
de 50 KW/(t_{MeOH}/h)) y la etapa (y) adicionalmente 33% (una
exigencia de calor de 140 KW/(t_{MeOH}/h)) de vapor de la rejilla.
En total es consumida una exigencia de calor de 1068
KW/(t_{MeOH}/h).
Comparado al consumo de calor en el ejemplo 1 el
consumo de calor es aumentado por 150%. Este ejemplo muestra
claramente el beneficio del proceso inventivo de calor
integrado.
\vskip1.000000\baselineskip
El propileno (grado químico) es convertido con
peróxido de hidrógeno crudo que tenía una concentración de 40% en
peso en la presencia de metanol como solvente y catalizador
TS-1 a óxido de propileno en dos etapas de reacción
(i) y (iii), donde entre las dos etapas de reacción, el óxido de
propileno es separado en una etapa (ii) por destilación.
La reacción en la etapa (i) es realizada a 20
bar, en la etapa (iii) a 10 bar. La conversión del H_{2}O_{2}
en la etapa (i) es del 91%. La destilación corre a una presión tope
de 1.2 bar. De la columna con pared de división en la etapa (ii)
(40 etapas teóricas, pared de división desde la etapa 8 a la 32),
una corriente que contiene propileno excedente y óxido de propileno
es separada por destilación sobre el tope. La corriente lateral con
una concentración de 98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O
es directamente reciclada a las etapas de reacción (i) en una
cantidad de 13.5% de la corriente de solvente MeOH aplicada en el
proceso. La corriente de fondo que contiene metanol, agua, peróxido
de hidrógeno que no reaccionó y subproductos de epoxidación, por
ejemplo glicol éteres, que tenía una temperatura de 79ºC, es
adicionalmente usado para calentar la mezcla de alimentación a la
torre de destilación con pared de división en un intercambiador de
contra corriente, antes de ser enviado junto con propileno fresco a
las etapas de reacción (iii) para convertir H_{2}O_{2} al
99.9%. La corriente (M-a) es una mezcla de la
corriente de destilación superior y la corriente de salida de
la
etapa (iii) y comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua. (M-a) es enviada a la etapa (b).
etapa (iii) y comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua. (M-a) es enviada a la etapa (b).
La olefina que no reaccionó de la mezcla
(M-a) es separada por destilación (b) en una columna
de destilación con 14 etapas teóricas a una presión de 1.1 bar para
obtener una mezcla (M-bi) en la parte superior de la
columna comprendiendo 89% en peso de olefina, 5.6% en peso de
propano, 4% en peso de metanol y 1.4% en peso de oxígeno y una
mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y 11.1%
en peso de óxido de olefina. Después de la separación de oxigeno
por adsorción de la corriente (M-bi), el propileno
es separado de la mezcla resultante en una etapa (x) por
destilación en una torre de destilación con 130 etapas teóricas
operadas a una presión de 24.5 bar para obtener una mezcla
(M-x) que comprende 96% en peso de propileno y 4% en
peso de propano. (M-x) es reintroducido en la etapa
(a). Una mezcla de 88% en peso de propano, 5% en peso de propileno y
7% en peso de MeOH es obtenida en el fondo de la torre.
Subsecuentemente, el óxido de olefina crudo es
separado de la mezcla (M-bii) en una etapa de
destilación (c) a 0.5 bar en una torre de destilación que tiene 80
etapas teóricas para obtener una mezcla superior
(M-ci) que comprende 99.8% en peso de óxido de
olefina, 0.04% en peso de propileno, 0.04% en peso de acetaldehído,
0.01% en peso de metanol, 0.01% en peso de metanol y una mezcla
(M-cii) que comprende 76.2% en peso de metanol,
22.7% en peso de agua; el resto siendo subproductos de ebullición
pesada de la epoxidación. El óxido de olefina puro (> 99.9% en
peso de óxido de propileno) es separado de la mezcla
(M-ci) por destilación a una presión de 4 bar en
una torre de destilación que tiene 45 etapas teóricas como un
producto de corriente lateral de la etapa teórica 5.
Compuestos de baja ebullición que tienen un
punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el
del agua son separados en una etapa (y) de la mezcla
(M-cii) sobre el tope de una torre de destilación
que tenía 15 etapas teóricas por destilación a una presión de 1 bar
para obtener una mezcla de corriente superior que comprende 20% en
peso componentes de baja ebullición tales como acetaldehído y
propionaldehído y 7% en peso de agua. El resto es MeOH. Una
corriente de fondo (M-y) es obtenida.
El solvente metanol es separado de la mezcla de
corriente de fondo (M-y) en dos columnas de
destilación emparejadas térmicamente. (M-y) es
introducido en una primera columna de destilación (13 etapas
teóricas) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es
obtenida, siendo la destilación realizada a una presión superior de
3.9 bar. La corriente de fondo obtenida es introducida en una
segunda columna de destilación, una columna con pared de división
(40 etapas teóricas, pared de división desde la etapa 6 a la etapa
30), la destilación siendo realizada a una presión superior de 10.8
bar. Adicionalmente la mezcla de alimentación a la torre de
destilación con pared de división es calentada en un intercambiador
de contra corriente con la corriente de fondo de esta torre. Dos
torres de destilación térmicamente emparejadas son realizadas tal
que el condensador usado para condensar la corriente superior
obtenida de la segunda torre es simultáneamente usada como
vaporizador para la primera columna. La mezcla
(M-di) (producto liquido superior de la segunda
columna) comprende 98% en peso de metanol y 2% en peso de agua, la
mezcla (M-dii) (producto de fondo de la segunda
columna) comprende 97.5% en peso de agua, 2% en peso de glicol de
propileno, 0.05% en peso de éteres de monoglicol, 0.45% en peso de
éteres de glicol superiores, y la mezcla (M-diii)
(producto de corriente lateral de la segunda columna) comprende 22%
en peso éteres de glicol y 88% en peso de agua. La segunda columna
de separación de metanol/agua es operada con vapor de 16 bar (vapor
de agua) de la rejilla.
La corriente superior de vapor MeOH (Td),
obtenida de la primera columna de destilación usada en (d) que tenía
una presión de 3.9 bar y una temperatura de 104ºC, y comprendiendo
98% en peso de metanol y 2% en peso de H_{2}O, es usada para
operar los vaporizadores (re-hervidores) usados en
la columna de destilación usada como se menciona en las etapas de
separación (a), (b), (x), (c), y (y).
Las siguientes exigencias de calor, calculadas
por tonelada métrica/h metanol reciclado como solvente, son
necesarias para operar los procesos arriba descritos:
Una exigencia de calor de 383 KW/(t_{MeOH}/h)
es necesario. La etapa (a) consume 35% (una exigencia de calor de
135 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (b) consume 6% (una exigencia de
calor de 21 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (x) consume 6% (una
exigencia de calor de 25 KW/(t_{MeOH}/h)), la etapa (c) consume
13% (una exigencia de calor de 50 KW/(t_{MeOH}/h)) y la etapa (y)
consume 36% (una exigencia de calor de 140 KW/(t_{MeOH}/h)) de la
corriente superior de vapor MeOH (Td), obtenida de la primera
columna de destilación usada en (d) que tenía una presión de 3.9 bar
y una temperatura de 104ºC.
Comparado al consumo de calor en el ejemplo 3 el
consumo de calor es adicionalmente disminuido por 9%. Este ejemplo
muestra claramente el beneficio del proceso de integración de calor
extendido posteriormente comparado a los procesos sin integración de
calor.
Claims (22)
1. Un proceso para la epoxidación de una olefina
que comprende
- (a)
- Hacer reaccionar la olefina con peróxido de hidrógeno en la presencia de metanol como solvente en por lo menos dos etapas de reacción para obtener una mezcla (M-a) que comprende óxido de olefina, olefina que no reaccionó, metanol y agua, donde entre por lo menos dos etapas de reacción, el óxido de olefina es separado por destilación;
- (b)
- Separar la olefina que no reaccionó de la mezcla (M-a) por destilación para obtener una mezcla (M-bi) que comprende por lo menos 80% en peso de olefina y una mezcla (M-bii) que comprende metanol, agua y por lo menos 7% en peso de óxido de olefina;
- (c)
- Separar el óxido de olefina de la mezcla (M-bii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-ci) que comprende por lo menos 99% en peso de óxido de olefina y una mezcla (M-cii) que comprende agua y por lo menos 55% en peso de metanol;
- (d)
- Separar metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) que comprende por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) que comprende por lo menos 90% en peso de agua; donde una corriente de vapor superior (Td) obtenida de por lo menos una columna de destilación usada en (d), comprendiendo dicha corriente de vapor superior (Td) por lo menos 85% en peso de metanol, es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b) y (c).
2. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 1, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a),
desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (b), y desde 1 a 50% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (c).
3. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 1 o 2, donde la olefina es propeno y el óxido de
olefina es óxido de propileno.
4. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 3, donde en (a), la mezcla (M-a)
adicionalmente comprende propano, donde en (b), el propeno que no
reaccionó es separado de la mezcla (M-a) por
destilación para obtener la mezcla (M-bi) que
comprende el propeno que no reaccionó y propano, dicho proceso
adicionalmente comprende
- (x)
- separar el propeno de la mezcla (M-bi) por destilación para obtener una mezcla (M-x) comprendiendo por lo menos 90% en peso de propeno, y donde la corriente de vapor superior (Td) es usado para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (x).
5. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 4, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a),
desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (c), y desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar
por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (x).
6. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 3 a 5, donde en (c), la mezcla
(M-cii) adicionalmente comprende por lo menos un
compuesto que tiene una temperatura de ebullición más baja que la de
metanol y más bajo que la del agua a una presión determinada, dicho
proceso comprendiendo
- (y)
- separar el por lo menos un compuesto que tenía un punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el de agua de la mezcla (M-cii) por destilación para obtener una mezcla (M-y) comprendiendo desde 40 a 80% en peso de metanol y desde 10 a 55% en peso de agua;
- (d)
- separar metanol de la mezcla (M-y) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) comprendiendo por lo menos 85% en peso de metanol y hasta 10% en peso de agua, y una mezcla (M-dii) comprendiendo por lo menos 90% en peso de agua, y donde la corriente superior de vapor (Td) es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos una vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (y).
7. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 6, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a),
desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar
por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (y).
8. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 3 a 5, donde en (c), la mezcla
(M-cii) adicionalmente comprende por lo menos un
compuesto que tenía una temperatura de ebullición más baja que la de
metanol y más baja que la del agua a una presión determinada, dicho
proceso comprende
- (d)
- separar metanol de la mezcla (M-cii) en por lo menos una etapa de destilación para obtener una mezcla (M-di) comprendiendo por lo menos 85% en peso de metanol, hasta 10% en peso de agua y por lo menos un compuesto que tenía una temperatura de ebullición más baja que la de metanol y más baja que la del agua, y una mezcla (M-dii) comprendiendo por lo menos 90% en peso de agua,
- (z)
- separar el compuesto que tiene un punto de ebullición más bajo que el de metanol y más bajo que el del agua de la mezcla (M-di) por destilación para obtener una mezcla (M-z) que comprende desde 85 a 99.5% en peso de metanol y desde 0.5 a 10% en peso de agua; y donde la corriente de vapor superior (Td) es usada para operar por lo menos parcialmente por lo menos un vaporizador usado en por lo menos una columna de destilación usada en por lo menos una de las etapas (a), (b), (c) y (z).
\vskip1.000000\baselineskip
9. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 8 donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para
operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a), desde
1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (c), y desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados para operar
por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (z).
10. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 9, donde en (c), el óxido de olefina es
separado en dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en
peso de (Td) es usado para por lo menos parcialmente operar un
vaporizador de la primera columna de destilación desde la cual se
obtiene una mezcla que comprende por lo menos 98% en peso de óxido
de olefina, siendo dicha mezcla introducida en la segunda columna
de destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usados para por
lo menos parcialmente operar un vaporizador de la segunda columna de
destilación desde la cual se obtiene una corriente de óxido de
olefina que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de
olefina.
11. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 10, que comprende adicionalmente
- (e)
- evaporar la mezcla (M-dii).
\vskip1.000000\baselineskip
12. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 11, donde desde 5 a 60% en peso de (Td) son usados
para operar por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (a),
desde 1 a 20% en peso de (Td) son usados para operar por lo menos
parcialmente un vaporizador usado en (b), desde 1 a 50% en peso de
(Td) son usados para operar por lo menos parcialmente un vaporizador
usado en (c), y desde 1 a 50% en peso de (Td) son usados para operar
por lo menos parcialmente un vaporizador usado en (e).
13. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 12, donde desde 1 a 50% en peso de (Td)
son usados para por lo menos parcialmente operar por lo menos un
control intercambiador de calor usado en el proceso.
14. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 13, donde el alimento de por lo menos
una columna de destilación usada en las etapas (a), (b), (c), y (d)
es calentado con la corriente de fondo de esta columna de
destilación.
15. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 14, donde la corriente superior obtenida
de por lo menos una columna de destilación usada en las etapas (a),
(b), y (c) es condensada en dos etapas, donde en la primera etapa,
el condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de
entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el condensador es
enfriado con agua que tenía una temperatura de entrada de de desde 5
a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua usada en la segunda
etapa es más baja que la temperatura de entrada del agua usada en la
primera etapa.
16. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 15, donde en (c), el óxido de olefina es separado en
dos columnas de destilación, y donde desde 0 a 20% en peso de (Td)
son usados para por lo menos parcialmente operar un vaporizador de
la primera columna de destilación de la cual una mezcla que
comprende por lo menos 98% en peso de óxido de olefina es obtenido,
siendo dicha mezcla introducida en la segunda columna de
destilación, y desde 1 a 30% en peso de (Td) son usados para por lo
menos parcialmente operar un vaporizador de la segunda columna de
destilación de la cual se obtiene una corriente de óxido de olefina
que comprende por lo menos 99.8% en peso de óxido de olefina, dicha
corriente de óxido de olefina que comprende por lo menos 99.8% en
peso de óxido de olefina siendo condensada en dos etapas, donde en
la primera etapa, el condensador es enfriado con agua que tenía una
temperatura de entrada de desde 15 a 40ºC y en la segunda etapa, el
condensador es enfriado con agua que tenía una temperatura de
entrada de desde 5 a 20ºC, donde la temperatura de entrada del agua
usada en la segunda etapa es más baja que la temperatura de entrada
del agua usada en la primera etapa.
17. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 16, donde en (d), el metanol es separado
de la mezcla (M-cii) en un proceso de destilación de
dos presiones, donde en una primera columna de destilación, la
destilación es realizada a una presión superior la cual es diferente
de la presión superior de una segunda columna de destilación y donde
el condensador usado para condensar la corriente superior de la
primera o segunda columna de destilación es usada simultáneamente
como vaporizador de la segunda o primera columna de destilación.
18. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 17, donde la presión superior de la primera columna
de destilación es desde 2 a 8 bar y la presión superior de la
segunda columna de destilación es desde 8 a 15 bar.
19. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 18, donde en (d),
- (i)
- la mezcla (M-cii) es introducida en una primera columna de destilación (K1) de la cual la corriente superior de vapor (Td) es obtenida, la destilación en (K1) siendo realizada a una presión superior de desde 2.5 a 6 bar; y
- (ii)
- la corriente de fondo obtenida desde (K1) es introducida en una segunda columna de destilación (K2), la destilación en (K2) siendo realizada a una presión superior de desde 9 a 13 bar,
Donde previo a introducir en (K2), la corriente
de fondo obtenida desde (K1) es calentada a una temperatura desde
110 a 180ºC con la corriente de fondo obtenida de (K2), y donde el
condensador usado para condensar la corriente superior obtenida de
(K2) es simultáneamente usada como vaporizador de (K1).
\vskip1.000000\baselineskip
20. El proceso como se reivindica en la
reivindicación 19, donde (K2) es una columna con pared de
división.
21. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 20, donde la olefina separada en (b) es
reintroducida en (a).
22. El proceso como se reivindica en cualquiera
de las reivindicaciones 1 a 21, donde el metanol separado en (d) es
reintroducido en (a).
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