Способ разделения продуктов гидроформилирования пропилена

Способ разделения продуктов гидроформилирования пропилена

Реферат

Настоящее изобретение относится к химии, нефтехимии, точнее к способу разделения продукта гидроформилирования пропилена на кобальтовом катализаторе по нафтенатно-испарительной схеме оксосинтеза (Справочник нефтехимика, т.2, «Химия», 1978, 591 с.).

В соответствии с этой схемой продукт гидроформилирования пропилена после отделения от газов в сепараторах подвергают окислительной декобальтизации, которая заключается в обработке его воздухом при давлении 0,3-0,5 МПа и температуре 40-50°С с целью перевода катализатора гидроформилирования - карбонилов кобальта в термоустойчивую, маслорастворимую форму - соли нафтеновых кислот или кислот C₈.

Продукт со стадии окислительной декобальтизации сепарируют от газов и разделяют дистилляцией на альдегидсодержащий продукт и раствор солей кобальта в высококипящих побочных продуктах (ВПП), образующихся на стадии гидроформилирования.

Известен ряд патентов, относящихся к получению масляных альдегидов гидроформилированием пропилена по нафтенатно-испарительной схеме оксосинтеза (например, авт. свид. СССР №169103, БИ №11. 1969; авт. свид. СССР №487056, БИ №3, 1975; авт. свид. СССР №992505, БИ №4, 1983; пат. ФРГ №3102281, опубл. 07.01.82; пат. США №4400299, опубл. 23.08.83 и др.).

Необходимо отметить, что подавляющее большинство выявленных патентов посвящено усовершенствованиям процесса оксосинтеза на стадиях карбонилообразования, гидроформилирования, декобальтизации, разделения альдегидсодержащего продукта. Что касается отделения альдегидсодержащего продукта от катализатора, то в большинстве источников просто упоминается, что этот процесс осуществляют дистилляцией, и лишь в нескольких публикациях более или менее подробно рассматриваются проблемы, возникающие при его практическом осуществлении.

Известен способ разделения продукта гидроформилирования пропилена после окислительной декобальтизации на изомерные масляные альдегиды, растворитель гидроформилирования - толуол, димерную фракцию, катализатор на шести ректификационных колоннах с использованием двух из них для выделения альдегидов и катализатора (Ганкин В.Ю., Гуревич Г.С. Технология оксосинтеза. - Л.: Химия. - 1981. - 272 с.).

В источнике подробно описана технологическая схема ректификации продукта окислительной декобальтизации, но отсутствуют режимные параметры по колоннам, материальный баланс разделения, в том числе баланс по кобальту.

Недостатком способа является сложность технологической схемы разделения, высокая стоимость необходимого колонного и вспомогательного оборудования, энергоемкость процесса разделения, значительное время пребывания кобальтового катализатора в зоне нагрева. Присутствующие в сырье бутилформиаты в условиях процесса ректификации гидролизуются примесями воды с образованием муравьиной кислоты, что приводит к потерям кобальтового катализатора за счет отложений формиатных соединений кобальта на тарелках, стенках кубов и кипятильников колонн (Кузьмина Л.С. Химические превращения при разделении продуктов гидроформилирования олефинов С₂-С₄. (Дисс. на соискание ученой степени кандидата технических наук. - Л. - ВНИИНефтехим. - 1983. - 215 с.).

Исследования авторов показали, что при реализации указанной схемы потери кобальта составляют 45-50% от потенциального содержания в сырье разделения.

Известен способ разделения продукта гидроформилирования пропилена на одной ректификационной колонне, имеющей 48 тарелок, на три фракции: дистиллятом колонны отбирают смесь альдегидов, боковым отбором из паровой фазы - бутанол-бутилформиатную фракцию, кубовым продуктом - раствор катализатора в ВПП (Получение масляных альдегидов и бутиловых спиртов оксосинтезом. Сб. научных трудов, ч. II. - ВНИИНефтехим. - Л. - 1977 - 121 с.).

Для сырья ректификации, содержащего растворитель гидроформилирования - толуол, процесс ректификации проводят при температуре питания 80°С с подачей его на 30-ю тарелку (от низа), температуру куба поддерживают 170°С, флегмовое число 1,4.

Для сырья, не содержащего толуол (растворитель гидроформилирования - кубовый остаток), питание в колонну подают при температуре 89°С на 16-ю тарелку колонны. В кубе колонны поддерживают температуру 200°С, флегмовое число 3,6.

В описании рассматриваемого способа приводятся режимные параметры ректификации, покомпонентный материальный баланс, но отсутствует материальный баланс по кобальту.

Проведенные исследования на пилотной ректификационной колонне показали, что предлагаемый в способе прием вывода бутанол-бутилформиатной фракции боковым отбором в паровой фазе из отгонной секции колонны позволяет снизить потери кобальта на стадии разделения до 30-35 %мас.

Недостатками способа являются сложность используемого в нем приема разделения (ректификация с боковым отбором в паровой фазе), значительные капитальные и эксплуатационные затраты при его промышленной реализации, а также достаточно высокие потери кобальта, оседающего на тарелках, в кубе, кипятильнике колонны.

Наиболее близким по технической сущности к предлагаемому является способ разделения продукта гидроформилирования пропилена после его окислительной декобальтизации, описанный в публикуемом источнике (Технологический регламент по производству бутиловых спиртов в ОАО «Салаватнефтеоргсинтез» - прототип, см. выписку из указанного источника в приложении к настоящему описанию).

Согласно способу разделение декобальтизированного продукта гидроформилирования пропилена осуществляют двухстадийным однократным испарением при атмосферном давлении с отделением паровой фазы от жидкой от каждого испарения в сепараторе, имеющем две секции, разделенные вертикальной перегородкой.

Продукт окислительной декобальтизации нагревают в первом по ходу сырья теплообменнике до температуры 90-105°С, полученную парожидкостную смесь направляют для разделения паровой и жидкой фаз в первую секцию атмосферного сепаратора, называемую «карманом». Жидкость из кармана сепаратора прокачивают насосом через второй теплообменник, где она нагревается до температуры не выше 170°С, а образующаяся при этом парожидкостная смесь направляется на разделение во вторую секцию атмосферного сепаратора, так называемый куб.

Таким образом, процесс разделения в способе-прототипе осуществляют по схеме движения жидкости на проток без циркуляции жидкой фазы.

Жидкую фазу из куба атмосферного сепаратора направляют в третий теплообменник, где ее нагревают до 170-180°С при остаточном давлении 100-300 мм рт. ст., и далее разделяют на жидкую и паровую фазы в едином кубовом пространстве вакуумного сепаратора.

Паровые потоки из атмосферного и вакуумного сепараторов объединяют, конденсируют в конденсаторах-холодильниках и полученную жидкость направляют на гидрирование в бутиловые спирты, а кубовый остаток с растворенными в нем солями кобальта возвращают на стадию гидроформилирования. Балансовый избыток кобальтсодержащих кубовых остатков направляют на экстрактивное извлечение кобальта, а органический остаток сжигают.

Анализ работы блоков окислительной декобальтизации и разделения продукта декобальтизации по вышеописанной технологии в цехе №52 ОАО «Салаватнефтеоргсинтез» показал, что на этих стадиях имеют место значительные потери кобальта (до 40-50 %маc.) за счет осаждения его в промежуточном сборнике окисленного продукта гидроформилирования, в атмосферном сепараторе и связанных с ним трубопроводах, причем основное количество кобальта осаждается в кармане атмосферного сепаратора.

Важно отметить, что в рассматриваемом источнике приводятся данные по рекомендуемым температурам ввода парожидкостной смеси в карман и кубовую секцию сепаратора, но не регламентируется температура жидкой фазы в кармане и в кубе.

Расчет теплового баланса системы, включающей два испарителя и атмосферный сепаратор, разделенные на две секции перегородкой, показывает, что равновесная температура жидкости в кармане при регламентных расходах и энтальпиях потоков равна 122°С, а в кубовой секции 129°С (в расчетах принято: расход сырья, поступающего на испарение, 25 м³/час, температура парожидкостной смеси на выходе из первого теплообменника в карман сепаратора 100°С, из второго теплообменника в кубовую секцию сепаратора 160°С).

Специально проведенные замеры температур в жидкой фазе в кармане атмосферного сепаратора установки производства бутиловых спиртов в ОАО «Салаватнефтеоргсинтез» подтвердили эти расчеты: температура в кармане составила 120-124°С, в кубе - 127-129°С.

Авторами предлагаемого изобретения на пилотной установке было изучено влияние температуры жидкой фазы и кратности циркуляции (соотношение расходов циркулирующей через кипятильник жидкости и кубового остатка) на кинетику осаждения кобальта при однократном испарении альдегидной фракции из продукта окислительной декобальтизации. Результаты этих исследований представлены в табл. 1, 2.

Таблица 1Влияние температуры жидкой фазы в атмосферном сепараторе на осаждение кобальта (концентрация кобальтового катализатора в сырье в пересчете на металлический кобальт 0,11% маc., кратность циркуляции 10: 1)
Температура жидкости в сепараторе, °С	Доля осаждаемого кобальта от потенциального содержания в сырье, % маc.
80	14
90	19
100	23
110	24
115	31
120	38
125	47
130	32
135	26
140	20
150	18
160	16
170	18
180	23

Таблица 2Влияние кратности циркуляции жидкой фазы атмосферного сепаратора на осаждение кобальта (температура жидкой фазы в сепараторе 160°С, концентрация кобальтового катализатора в сырье в пересчете на металлический кобальт 0,11 % мас.)
Кратность циркуляции, кг/час: кг/час	Степень осаждения кобальта, % маc.
1: 1	33
3: 1	27
5: 1	22
10: 1	16
20: 1	15
30: 1	14
40: 1	14

Из данных табл.1, 2 следует, что основными факторами, определяющими потери кобальтового катализатора за счет осаждения соединений кобальта на стенках сепаратора, а также в связанных с ним трубопроводах, являются температура жидкой фазы в сепараторе и кратность ее циркуляции.

В результате этих пробегов установлен диапазон температур, при котором имеет место наиболее интенсивное выпадение соединений кобальта в процессе испарения. Это температурный интервал от 115 до 130°С, причем наличие «кармана» (перегородки в сепараторе), как это имеет место в вышеописанном способе, препятствует выравниванию температуры в объеме жидкости и тем самым интенсифицирует процесс выпадения осадков. Принудительная циркуляция жидкости насосами в сепараторе без перегородки позволяет выравнивать градиент температуры в объеме жидкости и тем самым снизить скорость выпадения осадков в процессе испарения.

Цель настоящего изобретения - снижение потерь кобальтового катализатора на стадии разделения продукта окислительной декобальтизации, увеличение доли отбора альдегидсодержащего продукта, повышение конверсии пропилена, селективности его превращения в масляные альдегиды, снижение расходных норм по пропилену и нафтеновой кислоте.

Для достижения указанной цели предлагается на стадии испарения продукта окислительной декобальтизации удалить в атмосферном сепараторе перегородку, образующую карман, с целью объединения кубовой жидкости сепаратора и жидкости из кармана и организовать принудительную циркуляцию объединенной кубовой жидкости через теплообменник-подогреватель, причем температуру жидкости в едином кубовом пространстве сепаратора рекомендуется поддерживать в диапазонах 90-115°С или 130-170°С, а кратность циркуляции (3-30):1.

Как следует из приведенных ниже примеров, обеспечение указанных диапазонов заявляемых параметров позволяет снизить потери кобальтового катализатора по причине его осаждения на стадии испарения до 15-25 %маc., повысить долю отбора альдегидсодержащей фракции на 5-7 % маc., снизить расходную норму по пропилену с 0,746 т/т до 0,706-0,712 т/т, исключив при этом растворитель гидроформилирования - пентан-гексановую фракцию.

Обследование работы узлов окислительной декобальтизации и испарения отечественных установок оксосинтеза показало, что в реакционной смеси, поступающей со стадии окислительной декобальтизации на испарение, часть кобальта находится в основном в виде микродисперсных частиц с поперечником 10^-4-10^-5 см. При разделении смесей, содержащих соединения кобальта указанной степени дисперсности, с использованием технологий, рекомендуемых в вышеописанных способах-аналогах, как показали исследования, значительная доля микродисперсного кобальта (от 40 %маc. и выше) осаждается на стадии испарения.

При разделении смесей с использованием технического решения, заявляемого в предлагаемом изобретении, степень осаждения указанных микродисперсных частиц не превышает 10 %маc. (см. примеры).

Осаждение кобальта на стенках оборудования помимо потерь дорогостоящего катализатора снижает производительность блока гидроформилирования и, соответственно, производительность всей установки по целевым продуктам (бутиловым спиртам, 2-этилгексанолу и др.).

Существенными отличительными признаками предлагаемого способа являются:

- проведение процесса разделения продукта окислительной декобальтизации испарением с подачей парожидкостной смеси в атмосферный сепаратор, в котором организована принудительная циркуляция жидкой фазы через подогреватель с массовым соотношением расходов циркулирующей жидкости и кубового остатка (3-30):1;

- проведение процесса испарения при температуре жидкой фазы в атмосферном сепараторе в диапазонах 90-115°С или 130-170°С.

При температуре жидкости в сепараторе в диапазоне 115-130°С наблюдается резкое увеличение скорости осаждения кобальта на стадии испарения; при температуре ниже 90°С снижается доля отгона альдегидного продукта; при температуре выше 170°С наблюдается увеличение потерь масляных альдегидов за счет их конденсации в ВПП. Аналогичный эффект роста потерь кобальта имеет место при кратности циркуляции более низкой, чем заявляемая, кратность циркуляции более высокую, чем 30:1, осуществлять нецелесообразно из экономических соображений, т.к. это требует более мощных насосов, а мало что дает для снижения потерь кобальта.

Реализация предлагаемой технологии при условии соблюдения указанных диапазонов заявляемых параметров позволяет существенно снизить потери катализатора, забивки технологического оборудования, поднять долю отбора дистиллятного продукта, не опасаясь значительных потерь катализатора при использовании для разделения не только гомогенного сырья, но и содержащего микродисперсные частицы.

Дополнительным преимуществом предлагаемого способа является повышение качества рециркулирующих кубовых продуктов процесса гидроформилирования - кубового остатка вакуумного сепаратора. Повышение качества кубовых продуктов, возвращаемых в процесс, обусловлено уменьшением концентрации непредельных димерных компонентов (димерные компоненты способствуют снижению селективности реакции гидроформилирования), которые либо практически не образуются в нижнем заявляемом интервале температур 90-115°С либо практически полностью отгоняются в дистиллят в верхнем интервале температур 130-170°С.

Повышение селективности гидроформилирования приводит к снижению расходных норм по сырьевым компонентам - пропилену и нафтеновым кислотам.

Промышленная применимость способа подтверждается примерами.

Пример 1 (средние значения заявляемых параметров, растворитель гидроформилирования - ПГФ)

Продукт гидроформилирования пропилена с использованием пентан-гексановой фракции (ПГФ) в качестве растворителя процесса, полученный при давлении 28,0 МПа, температуре в первом реакторе гидроформилирования 124°С, во втором 135°С, подвергают окислительной декобальтизации при давлении 0,55 МПа, температуре 42°С. После сепарации от газов указанный продукт имеет состав, % маc.: газы - 1,25; изомасляный альдегид - 11,72; н-масляный альдегид - 44,89; ПГФ - 15,80; изобутиловый спирт - 1,13; н-бутиловый спирт - 1,74; вода - 0,86; бутилформиат - 1,76; масляная кислота - 0,74; простые эфиры С₈ - 0,09; димеры - 5,38; ацетали C₁₂ - 3,82; тримеры - 10,2; кобальтовый катализатор - 0,12 (в пересчете на металлический кобальт). Частично (20%) кобальтовый катализатор находится в продукте окислительной декобальтизации в виде микродисперсных частиц.

Продукт окислительной декобальтизации с расходом 1000 кг/ч нагревают в теплообменнике до 100°С, полученную в результате нагрева парожидкостную смесь разделяют на паровую и жидкую фазы в сепараторе при атмосферном давлении. Предварительно до подачи парожидкостной смеси сепаратор заполняют до определенного уровня кубовым остатком вакуумного испарителя и организуют его принудительную циркуляцию насосом через кипятильник. Температура ввода кубового остатка из кипятильника в сепаратор 165°С, температура циркулирующей смешанной жидкости в сепараторе 157°С, кратность циркуляции 10:1.

В результате сепарации испаренного продукта при атмосферном давлении выделяют дистиллят - альдегидсодержащую фракцию с расходом 804,5 кг/ч состава, %маc.: газы - 1,55; изомасляный альдегид - 14,47; н-масляный альдегид - 55,64; ПГФ - 19,47; изобутиловый спирт - 1,30; н-бутиловый спирт - 1,94; вода - 1,05; бутилформиат - 2,11; простые эфиры C₈ - 0,05; димеры - 1,92; ацетали С₁₂ - 0,24; тримеры - 0,25 и кубовый остаток с расходом 194,3 кг/ч состава, %маc.: изомасляный альдегид - 0,39; н-масляный альдегид - 0,65; ПГФ - 0,69; изобутиловый спирт - 0,44; н-бутиловый спирт - 0,94; вода - 0,07; бутилформиат - 0,32; масляная кислота - 3,81; простые эфиры С₈ - 0,27; димеры - 19,72; ацетали C₁₂ - 18,64; тримеры - 51,44; кобальтовый катализатор - 0,62.

Указанный кубовый остаток направляют в третий теплообменник, где при остаточном давлении 200 мм рт.ст. его нагревают до температуры 180°С и образующуюся парожидкостную смесь разделяют в вакуумном сепараторе.

В результате выделяют 75,9 кг/ч дистиллята состава, %маc.: изомасляный альдегид - 0,97; н-масляный альдегид - 1,55; ПГФ - 1,65; изобутиловый спирт - 0,80; н-бутиловый спирт - 1,77; вода - 0,18; бутилформиат - 0,51; масляная кислота - 9,57; простые эфиры С₈ - 0,53; димеры - 46,29; ацетали C₁₂ - 31,23; тримеры - 4,94 и 118,3 кг/ч кубового остатка состава, %маc.: изомасляный альдегид - 0,02; н-масляный альдегид - 0,08; ПГФ - 0,06; изобутиловый спирт - 0,18; н-бутиловый спирт - 0,42; бутилформиат - 0,19; масляная кислота - 0,12; простые эфиры С₈ - 0,10; димеры - 2,71; ацетали C₁₂ - 10,60; тримеры - 81,35; кобальтовый катализатор - 0,83.

Дистилляты атмосферного и вакуумного испарителей объединяют и получают 880,4 кг/ч сырья стадии гидрирования масляных альдегидов в бутиловые спирты состава, %маc.: газы - 1,42; изомасляный альдегид - 13,31; н-масляный альдегид - 50,98; ПГФ - 17,94; изобутиловый спирт - 1,26; н-бутиловый спирт - 1,92; вода - 0,98; бутилформиат - 1,97; масляная кислота - 0,82; простые эфиры С₈ - 0,09; димеры - 5,75; ацетали C₁₂ - 2,91; тримеры - 0,66.

Общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 18,4 %маc. от его содержания в продукте окислительной декобальтизации, в том числе потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 5,3 %маc., остальное количество микродисперсного катализатора перешло в маслорастворимую форму и растворилось в кубовом остатке.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 710 кг/т и 6,5 кг/т.

Пример 2 (средние значения заявляемых параметров, растворитель гидроформилирования - ВПП)

Продукт гидроформилирования пропилена с использованием в качестве растворителя ВПП собственного производства (т.е. выделенных из продукта гидрофомилирования) после окислительной декобальтизации состава, %маc.: газы - 1,06; изомасляный альдегид - 14,12; н-масляный альдегид - 53,82; изобутиловый спирт - 1,46; н-бутиловый спирт - 1,93; вода - 1,14; бутилформиат - 2,06; масляная кислота - 0,71; простые эфиры C₈ - 0,11; димеры - 6,27; ацетали C₁₂ - 5,16; тримеры - 11,38; кобальтовый катализатор - 0,78 (частично, 22%, кобальтовый катализатор находится в продукте окислительной декобальтизации в виде микродисперсных частиц), с расходом 1000 кг/ч подвергают испарению при атмосферном давлении, температуре ввода парожидкостной смеси из теплообменника в сепаратор 100°С, температуре ввода циркулирующей жидкости из кипятильника в сепаратор 165°С, кратности циркуляции 12: 1, температуре жидкой фазы сепаратора 158°С.

Кубовый остаток от испарения подвергают испарению под вакуумом 200 мм рт. ст. и температуре ввода парожидкостной смеси в сепаратор 180°С.

В результате выделяют 884,8 кг/ч суммарного дистиллята состава, % маc.: газы - 1,21; изомасляный альдегид - 16,14; н-масляный альдегид - 61,52; изобутиловый спирт - 1,64; н-бутиловый спирт - 2,15; вода - 1,30; бутилформиат - 2,33; масляная кислота - 0,80; простые эфиры C₈ - 0,11; димеры - 6,91; ацетали C₁₂ - 5,15; тримеры - 0,74 и 113,5 кг/ч кубового остатка состава, %мас.: изомасляный альдегид - 0,01; н-масляный альдегид - 0,05; изобутиловый спирт - 0,19; н-бутиловый спирт - 0,39; бутилформиат - 0,19; масляная кислота - 0,11; простые эфиры С₈ - 0,10; димеры - 1,79; ацетали C₁₂ - 5,30; тримеры - 86,95; кобальтовый катализатор - 4,92.

Общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 16,7 %мас. от его содержания в продукте окислительной декобальтизации, в том числе потери микродисперсного кобальтового катализатора - 3,2 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 708 кг/т и 6,3 кг/т.

Пример 3 (нижняя заявляемая граница температуры жидкой фазы атмосферного сепаратора при проведении испарения в высокотемпературном диапазоне)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что температура жидкой фазы в атмосферном сепараторе соответствует нижней заявляемой границе высокотемпературного диапазона испарения, а именно 130°С.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 22,1 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 4,6 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 712 кг/т и 7,0 кг/т.

Пример 4 (верхняя заявляемая граница температуры жидкой фазы атмосферного сепаратора при проведении испарения в высокотемпературном диапазоне)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что температура жидкой фазы в атмосферном сепараторе соответствует верхней заявляемой границе высокотемпературного диапазона испарения, а именно 170°С.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 20,6 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 3,0 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 711 кг/т и 6,5 кг/т.

Пример 5 (нижняя заявляемая граница температуры жидкой фазы атмосферного сепаратора при проведении испарения в низкотемпературном диапазоне)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что температура жидкой фазы в атмосферном сепараторе соответствует нижней заявляемой границе низкотемпературного диапазона испарения, а именно 90°С.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 23,1 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 9,7 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 712 кг/т и 6,9 кг/т.

Пример 6 (верхняя заявляемая граница температуры жидкой фазы атмосферного сепаратора при проведении испарения в низкотемпературном диапазоне)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что температура жидкой фазы в атмосферном сепараторе соответствует верхней заявляемой границе низкотемпературного диапазона испарения, а именно 115°С.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 25,0 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 8,9 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 711 кг/т и 7,1 кг/т.

Пример 7 (нижняя заявляемая граница кратности циркуляции)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что кратность циркуляции жидкости через кипятильник соответствует нижней заявляемой границе, а именно 3:1.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 26,2 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 9,4 %мас. от потенциала.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 712 кг/т и 7,2 кг/т.

Пример 8 (верхняя заявляемая граница кратности циркуляции)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют аналогично примеру 2 с тем отличием, что кратность циркуляции жидкости через кипятильник соответствует верхней заявляемой границе, а именно 30: 1.

В результате проведения процесса общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения составили 16,5 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации. Потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 4,4 %мас. от потенциала.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 706 кг/т и 6,3 кг/т.

Пример 9 (сравнительный, по способу-прототипу)

Процесс разделения продукта окислительной декобальтизации состава, приведенного в примере 2, осуществляют в соответствии со способом-прототипом сначала двукратным испарением при атмосферном давлении с разделением фаз в двухсекционном сепараторе на проток без циркуляции жидкости в сепараторе. Температура ввода парожидкостной смеси в карман сепаратора равна 100°С, температура жидкости в кармане 122°С, температурa ввода парожидкостной смеси в кубовую секцию сепаратора 165°С, температура жидкости в этой секции 128°С.

Кубовый остаток блока испарения при атмосферном давлении направляют на стадию однократного испарения под вакуумом (остаточное давление 200 мм рт.ст.) при температуре ввода сырья в сепаратор 170°С.

В результате проведения процесса отобрано 818 кг/час альдегидсодержащей фракции и 182 кг/час кубового остатка, содержащего 3,18 %мас. димерных компонентов.

Общие потери кобальтового катализатора на стадии испарения равны 42 %мас. от потенциального содержания в продукте окислительной декобальтизации, потери микродисперсного кобальтового катализатора составили 48 %мас.

Расходные нормы по пропилену и нафтеновой кислоте соответственно равны 746 кг/т и 8,2 кг/т.

Способ разделения продукта гидроформилирования пропилена на кобальтсодержащем катализаторе после его окислительной декобальтизации однократным испарением при атмосферном давлении на дистиллят - фракцию масляных альдегидов и кубовый остаток - раствор солей кобальта в высококипящих побочных продуктах с последующим доизвлечением альдегидной фракции из кубового остатка однократным испарением под вакуумом, отличающийся тем, что процесс разделения испаренного сырья на паровую и жидкую фазы при атмосферном давлении осуществляют в сепараторе с принудительной циркуляцией жидкой фазы через подогреватель при массовом соотношении расходов циркулирующей жидкости и кубового остатка, равном (3-30):1, и температуре жидкой фазы в диапазонах 90-115°С или 130-170°С.