УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ПРОПИЛЕНОКСИДА И СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ПРОПИЛЕНОКСИДА Российский патент 2024 года по МПК B01J19/24 C07D301/19 C07D303/04 

ПЕРЕКРЕСТНАЯ ССЫЛКА НА РОДСТВЕННУЮ ЗАЯВКУ

По этой заявке испрашивается приоритет заявки на патент Японии № 2020-057674, описание которой полностью включено в настоящий документ посредством ссылки.

ОБЛАСТЬ ТЕХНИКИ

Настоящее изобретение относится к установке для получения пропиленоксида и способу получения пропиленоксида.

УРОВЕНЬ ТЕХНИКИ

В качестве способа получения пропиленоксида известен способ эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии катализатора (см. патентную литературу 1 и 2).

В качестве установки для получения пропиленоксида таким способом известна установка, включающая: множество реакторов, в которых хранится катализатор; линию подачи, которая подает пропилен и перекись в качестве сырья для реакции в каждый реактор; разгрузочную линию, которая выгружает реакционную смесь, содержащую пропиленоксид, из каждого реактора; и соединительные линии, которые соединяют реакторы друг с другом, чтобы обеспечить подачу реакционной смеси, которая выгружается из каждого реактора и которая содержит исходные материалы реакции, во множество других реакторов, известны (см. патентную литературу 3).

При производстве пропиленоксида с использованием такого производственного оборудования, один или несколько реакторов из множества реакторов переводят в нерабочее состояние, при котором подача сырья для реакции перекрывается, и множество других реакторов переводят в рабочее состояние, при котором подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования. Таким образом, образование пропиленоксида осуществляется во множестве реакторов в рабочем состоянии.

Когда образование пропиленоксида продолжается таким образом, активность катализатора снижается, так что реакция эпоксидирования не может быть проведена эффективно. Поэтому катализатор, активность которого была снижена (дезактивированный), необходимо заменять в каждом реакторе. В частности, из множества реакторов в рабочем состоянии, реактор, в котором был дезактивирован катализатор, переключается в нерабочее состояние, а реактор в нерабочем состоянии переключается в рабочее состояние. Затем катализатор в реакторе, переведенном в нерабочее состояние, заменяют, в то время как образование пропиленоксида выполняют во множестве реакторов в рабочем состоянии. Таким образом, катализатор может быть заменен без прекращения образования пропиленоксида, и, следовательно, может осуществляться эффективная работа.

Однако трудно заранее определить время до дезактивации катализатора для каждого реактора, и поэтому трудно определить время замены катализатора для каждого реактора.

ПЕРЕЧЕНЬ ЦИТИРОВАНИЯ

Патентная литература

Патентная литература 1: JP 2005-97175 A

Патентная литература 2: JP 2005-97185 A

Патентная литература 3: JP 2001-526280 T

СУЩНОСТЬ ИЗОБРЕТЕНИЯ

Техническая проблема

Соответственно, целью настоящего изобретения является создание установки для получения пропиленоксида и способа получения пропиленоксида, с помощью которых можно легко определить время замены катализатора для каждого реактора.

Решение проблемы

Установка для получения пропиленоксида по настоящему изобретению представляет собой установку для получения пропиленоксида, которая производит пропиленоксид посредством эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии титаносиликата, где установка включает:

по меньшей мере, три реактора, в которых хранится титаносиликат, и в которые в качестве сырья для реакции подаются пропилен и перекись;

линию подачи, которая подает сырье для реакции, которое еще не подано в каждый реактор, в каждый реактор;

разгрузочную линию, которая соединена с каждым реактором и которая выгружает реакционную смесь, содержащую пропиленоксид, из каждого реактора;

механизм переключения, который способен переключать состояние каждого реактора между рабочим состоянием, когда подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования, и нерабочим состоянием, когда подача сырья для реакции отключена, т.е. способен менять реактор в нерабочем состоянии по очереди, и который выполняет переключение таким образом, что только реакторы в рабочем состоянии соединены гидравлически последовательно или параллельно, что позволяет подавать сырье для реакции в реакторы в рабочем состоянии; и

механизм отбора проб, который отбирает часть реакционной смеси из каждой линии выгрузки, соединенной с каждым реактором.

Она может быть сконфигурирована таким образом, что установка для получения пропиленоксида по настоящему изобретению дополнительно включает

соединительную линию, которая гидравлически соединяет реакторы друг с другом, и которая подает реакционную смесь, выгружаемую из одного из соединенных реакторов, в другой реактор, где реакционная смесь содержит сырье для реакции, где

механизм переключения соединяет только реакторы в рабочем состоянии последовательно соединительной линией или линиями.

Он может быть сконфигурирован таким образом, что каждый реактор включает: зону подачи, в которую подается сырье для реакции; и зону выгрузки, из которой выгружается реакционная смесь, и

дополнительно включает термометры, которые измеряют внутреннюю температуру в зоне подачи и выгрузки, соответственно.

Он может быть сконфигурирован таким образом, что каждый реактор включает слой титаносиликата, образованный накапливающимся титаносиликатом, и

дополнительно включает термометр, который измеряет внутреннюю температуру слоя титаносиликата.

Он может быть сконфигурирован таким образом, что каждый реактор включает: зону подачи, в которую подается сырье для реакции; и зону выгрузки, которая выгружает реакционную смесь, и

дополнительно включает в себя манометры, которые измеряют внутреннее давление в зоне подачи и выгрузки, соответственно.

По меньшей мере, три реактора могут иметь примерно одинаковый размер.

Его можно сконфигурировать таким образом, чтобы каждый реактор имел цилиндрическую форму, и когда внутренний диаметр реактора принимается равным D (м), а высота реактора принимается равной L (м), L/D составляет от 0,5 до 20.

Каждый реактор может включать клапан сброса давления, способный сбрасывать внутреннее давление.

Он может быть сконфигурирован таким образом, что механизм отбора проб включает линию отбора проб, которая ответвляется от каждой линии выгрузки, соединенной с каждым реактором, и которая принимает часть реакционной смеси, и

внутренний диаметр линии отбора проб меньше внутреннего диаметра линии выгрузки, к которой подсоединяется линия отбора проб.

Он может быть сконфигурирован таким образом, что линия отбора проб включает в себя уплотняющую часть, способную образовывать плотно закрытую область для удерживания реакционной смеси, и имеет отверстие для отбора проб на уплотняющей части.

Титаносиликатом может быть силилированный титаносиликат.

Титаносиликатом может быть титаносиликат, силилированный 1,1,1,3,3,3-гексаметилдисилазаном.

Перекись может быть органической перекисью.

Органическая перекись может быть, по меньшей мере, выбрана из группы, состоящей из гидроперекиси кумола, гидроперекиси этилбензола и гидроперекиси трет-бутила.

Способ получения пропиленоксида по настоящему изобретению использует вышеописанную установку для получения пропиленоксида и включает:

(1) первую стадию замены титаносиликата в реакторе в нерабочем состоянии, при подаче сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии и проведении эпоксидирования;

(2) вторую стадию использования механизма переключения для переключения реактора из нерабочего состояния, в котором был заменен титаносиликат, в рабочее состояние, и переключения одного или нескольких реакторов из множества реакторов в рабочем состоянии в нерабочее состояние, и подачу сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии и проведение эпоксидирования; и

(3) стадию отбора проб части реакционной смеси с помощью механизма отбора проб и проверки состояния дезактивации титаносиликата, где

первую стадию и вторую стадию повторяют, и, таким образом, эпоксидирование проводят, в то время как реактор, который должен быть переведен в нерабочее состояние, меняют по очереди для замены титаносиликата.

Способ получения пропиленоксида по настоящему изобретению использует вышеописанную установку для получения пропиленоксида и включает:

(1) первую стадию замены титаносиликата в реакторе в нерабочем состоянии, при последовательном соединении только реакторов в рабочем состоянии соединительной линией или линиями и подаче сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии и выполнении эпоксидирования;

(2) вторую стадию использования механизма переключения для переключения реактора из нерабочего состояния, в котором был заменен титаносиликат, в рабочее состояние, и переключения одного или нескольких реакторов из множества реакторов в рабочем состоянии в нерабочее состояние, и последовательное соединение соединительной линией или линиями только реакторов, находящихся в рабочем состоянии, и подачу сырья для реакции в реакторы, находящиеся в рабочем состоянии, и проведение эпоксидирования; и

(3) стадию отбора проб части реакционной смеси с помощью механизма отбора проб и проверки состояния дезактивации титаносиликата, где

первую стадию и вторую стадию повторяют, и, таким образом, эпоксидирование проводят, в то время как реактор, который должен быть переведен в нерабочее состояние, меняют по очереди для замены титаносиликата.

Время переключения одного или нескольких реакторов в нерабочее состояние на второй стадии можно определить по статусу дезактивации титаносиликата.

Способ получения пропиленоксида по настоящему изобретению может дополнительно включать стадию выделения спирта из реакционной смеси.

Он может быть сконфигурирован так, что вторая стадия включает первую стадию подачи, заключающуюся в переводе реактора из нерабочего состояния, в котором произведен обмен титаносиликата, в рабочее состояние, и подачу сырья для реакции, по порядку, пропилен, затем перекись, и

на первой стадии подачи, отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси в реактор, переведенный из нерабочего состояния в рабочее состояние, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе, переключенном из нерабочего состояния в рабочее (β/α) составляет от 5 до 6000.

На первой стадии подачи, температура титаносиликатного слоя на выходе из реактора может быть установлена от 40 до 150°С, когда перекись подана в реактор, и реактор из нерабочего состояния переведен в рабочее состояние.

На первой стадии подачи, температура титаносиликатного слоя на выходе из реактора может быть установлена от 40 до 150°С при подаче в реактор только пропилена.

КРАТКОЕ ОПИСАНИЕ ЧЕРТЕЖЕЙ

На Фиг.1 представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в установке для получения пропиленоксида по одному варианту осуществления настоящего изобретения.

На Фиг. 2А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 2В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 2А.

На Фиг. 3А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 2В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 3В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 3А.

На Фиг.4 представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.3В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 5А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 5В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 5А.

На Фиг. 6А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 5В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 6В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 6А.

На Фиг. 7А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 6В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг.7В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.7А.

Фиг.8 представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.7В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 9А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 9В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 9А.

На Фиг. 10А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 9В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 10В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочее состояние из состояния на Фиг. 10А.

На Фиг.11 представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 10В в установке для получения пропиленоксида по тому же варианту осуществления.

На Фиг. 12А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида по другому варианту осуществления.

На Фиг. 12В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида еще одного варианта осуществления.

На Фиг. 13А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида еще одного варианта осуществления.

На Фиг. 13В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии в установке для получения пропиленоксида еще одного варианта осуществления.

На Фиг. 14А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии для рабочего примера 1 из теста 1 в примерах.

На Фиг.14В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.14А.

На Фиг.14С представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.14В.

На Фиг. 15А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 14С для рабочего примера 1 из теста 1 в примерах.

На Фиг. 15В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 15А.

На Фиг. 15С представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 15В.

На Фиг.16 представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.15С для рабочего примера 1 из теста 1 в примерах.

На Фиг. 17А представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние соединения реакторов в рабочем состоянии для рабочего примера 2 из теста 1 в примерах.

На Фиг. 17В представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг. 17А.

На Фиг.17С представлена схематическая диаграмма, показывающая состояние после переключения состояния соединения реакторов в рабочем состоянии из состояния на Фиг.17В.

ПОДРОБНОЕ ОПИСАНИЕ ПРЕДПОЧТИТЕЛЬНОГО ВАРИАНТА ОСУЩЕСТВЛЕНИЯ

Далее будет дано описание одного варианта осуществления настоящего изобретения, но настоящее изобретение не ограничено следующим вариантом осуществления. Необходимо отметить, что на следующих чертежах одни и те же или соответствующие части обозначены одинаковыми ссылочными позициями, и описание не повторяется.

Установка для получения пропиленоксида (далее также именуемый просто «производственное оборудование») 100 по настоящему варианту осуществления производит пропиленоксид посредством эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии титаносиликата, как показано на Фиг. 1.

В частности, производственное оборудование 100 по настоящему варианту осуществления включает: четыре реактора 1, в которых титаносиликат хранится в качестве катализатора и в которые подаются пропилен и перекись в качестве сырья для реакции; линию подачи 2, которая подает сырье для реакции, которое еще не было подано в каждый реактор 1, в каждый реактор 1; линию выгрузки 3, которая соединена с каждым реактором 1 и которая выгружает реакционную смесь, содержащую пропиленоксид, из каждого реактора; и соединительную линию 4, которая гидравлически соединяет реакторы 1 друг с другом и которая подает реакционную смесь, выгружаемую из одного из соединенных реакторов 1 в другой реактор 1, где реакционная смесь содержит сырье для реакции. Кроме того, производственное оборудование 100 включает: механизм отбора проб 5, который отбирает часть реакционной смеси из каждой линии выгрузки 3, соединенной с каждым реактором 1; и механизм переключения 6, который способен переключать состояние каждого реактора 1 между рабочим состоянием, когда подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования, и нерабочим состоянием, когда подача сырья для реакции отключена.

Размеры четырех реакторов 1 конкретно не ограничены, и, например, четыре реактора предпочтительно имеют примерно одинаковый размер. Приблизительно одинаковый размер означает, что, например, каждый реактор 1 имеет объем в 0,5-1,5 раза, предпочтительно, в 0,6-1,4 раза больше среднего значения объема четырех реакторов 1.

Кроме того, форма реактора 1 конкретно не ограничена, и реактор 1 предпочтительно, имеет, например, цилиндрическую форму. В этом случае, когда внутренний диаметр (максимальное значение диаметра) реактора 1 принимается равным D (м), а высота (высота внутреннего пространства) реактора 1 принимается равной L (м), L/D, предпочтительно, составляет от 0,5 до 20, более предпочтительно, от 0,4 до 15.

В качестве одного аспекта, дан аспект, в котором объем каждого реактора 1 составляет от 0,6 до 1,4 среднего значения объема четырех реакторов 1, и L/D составляет от 0,5 до 20. В качестве одного аспекта, дан аспект, в котором объем каждого реактора 1 составляет от 0,6 до 1,4 среднего значения объема четырех реакторов 1, и L/D составляет от 0,4 до 15.

Кроме того, каждый реактор 1 включает в себя: зону подачи 1а, в которую подается сырье для реакции; зону выгрузки 1b, из которой выгружается реакционная смесь; и слой титаносиликата 1с, образованный с использованием хранящегося титаносиликата. Кроме того, каждый реактор 1 включает клапан сброса давления (не показан), способный сбрасывать внутреннее давление.

Зона подачи 1а соединена гидравлически с линией подачи 2 и соединительной линией 4. Таким образом, зона подачи 1а сконфигурирована таким образом, что, по меньшей мере, один из видов сырья для реакции (еще не поданный в реактор 1), который подается из линии подачи 2, и сырье для реакции (выгруженное из реактора 1), которое подается из соединительных линий 4, могут подаваться в реактор 1.

Зона выгрузки 1b соединена гидравлически с линией выгрузки 3 и соединительной линией 4. Таким образом, зона выгрузки 1b сконфигурирована таким образом, что реакционная смесь может быть выгружена в линию выгрузки 3 и соединительную линию 4.

Слой титаносиликата 1с может представлять собой псевдоожиженный слой (в виде суспензии) или неподвижный слой, но, предпочтительно, он представляет собой неподвижный слой в случае крупномасштабной промышленной операции.

Кроме того, производственное оборудование 100 может включать термометры (не показаны), которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b. Альтернативно, производственное оборудование 100 может включать термометр (не показан), который измеряет внутреннюю температуру слоя титаносиликата 1с. Альтернативно, производственное оборудование 100 может включать термометры (не показаны), которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи 1а, зоны выгрузки 1b и слоя титаносиликата 1с, соответственно.

Когда производственное оборудование 100 включает в себя термометры, которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b, каждая из зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b включает зону измерения температуры (не показана), в которой установлен термометр.

Зоны измерения температуры зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b могут включать зону защитной трубы (не показана), проходящую внутри зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b. Затем, температуры в зоне подачи 1а и зоне выгрузки 1b можно измерить через зоны защитной трубы, вставив термопары термометров в зоны защитной трубы. Альтернативно, зоны измерения температуры зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b могут быть сконфигурированы таким образом, что термопары термометров могут быть вставлены непосредственно внутрь зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b.

Когда производственное оборудование 100 включает в себя термометр, который измеряет внутреннюю температуру слоя титаносиликата 1с, слой титаносиликата 1с включает зону измерения температуры (не показана), в которой установлен термометр. Зона измерения температуры слоя титаносиликата 1с может быть представлена на зоне выгрузки сырья для реакции в слое титаносиликата 1с, или одна или несколько зон измерения температуры слоя титаносиликата 1с могут быть представлены между зоной подачи и зоной выгрузки сырья для реакции в слое титаносиликата 1с в дополнение к зоне выгрузки. Альтернативно, одна или несколько зон измерения температуры слоя титаносиликата 1с могут быть представлены между зоной подачи и зоной выгрузки сырья для реакции в слое титаносиликата 1с.

Зона измерения температуры слоя титаносиликата 1с может включать зону защитной трубы (не показана), расположенную в слое титаносиликата 1с. Затем температуру в слое титаносиликата 1с можно измерить через зону защитной трубы, вставив термопары термометра в зону защитной трубы. Альтернативно, зона измерения температуры слоя титаносиликата 1с может быть сконфигурирована таким образом, что термопары термометра могут быть вставлены непосредственно в слой титаносиликата 1с.

Кроме того, производственное оборудование 100 может включать манометры (не показаны), которые измеряют внутреннее давление в зоне подачи 1а и зоне выгрузки 1b. В этом случае, каждая из зон подачи 1а и зон выпуска 1b включает зону измерения давления, в которой установлен манометр.

Количество титаносиликата, хранящегося в каждом реакторе 1, конкретно не ограничено и составляет, например, предпочтительно, 10% масс. или более, более предпочтительно, 20% масс. или более от общего количества титаносиликата, которое используется на всей стадии эпоксидирования, которая осуществляется с использованием трех реакторов 1.

Титаносиликат конкретно не ограничен, если он является известным титаносиликатом в качестве катализатора эпоксидирования. Титаносиликат относится к соединению, в котором часть Si в пористом силикате (SiO2) заменена Ti. Соединение имеет связь, представленную -Si-O-Ti. Примеры соединения включают соединения, полученные нанесением соединения титана на носитель из диоксида кремния, соединения, полученные посредством образования композита с оксидом кремния способом копреципитации или способом золь-геля, и цеолитные соединения, включая титан.

Более конкретные примеры включают: катализаторы, описанные в JP 2004-195379 A, JP 373184 B и JP 3797107 B и подобные; катализаторы, описанные в US 2005014960 B, CN 102311363 B и подобные; диоксид кремния на подложке из Ti, описанный в US 2007260074 B; Ti-MCM-41, описанный в US 5783167 B и подобные; Ti-MCM-48, описанный в JP H-7-300312 A и подобные; Ti-HMS, описанный в Nature 368 (1994) p321, CN 101348472 B, CN 101307039 B, CN 101279960 B, CN 102872847 B, CN 103030611 B и подобные; Ti-SBA-15, описанный в Chemistry of Material 14, 1657-1664, (2002) и подобные; Ts-1, описанный в Journal of Catalysis 130, 1-8, (1991) и подобные; TS-2, описанный в Applied Catalysis 58, L1-L4, (1991) и подобные; Ti-Бета, описанный в Journal of Catalysis 199, 41-47, (2001) и подобные; Ti-ZSM-12, описанный в Zeolites 15, 236-242, (1995) и подобные; TAPS0-5, описанный в Zeolites 15, 228-235, (1995) и подобные; Ti-MOR, описанный в The Journal of Physical Chemistry B 102, 9297-9303 (1998) и подобные; Ti-ITQ-7, описанный в Chemical Communications 761-762, (2000) и подобные; Ti-UTD-1, описанный в Zeolites 15, 519-525, (1995) и подобные; и Ti-MWW и его предшественники (например, JP 2005-262164 A), описанные в Chemistry Letters 2000 p774 и подобные.

Кроме того, в качестве титаносиликата предпочтительно используют силилированный титаносиликат. Обработку силилированием осуществляют посредством контакта титаносиликата с силилирующим агентом для превращения гидроксигруппы, присутствующей на поверхности титаносиликата, в силильную группу.

Примеры силилирующего агента включают органические силаны, органические силиламины, органические силиламиды и их производные, и органические силазаны и другие силилирующие агенты.

Примеры органических силанов включают хлортриметилсилан, дихлордиметилсилан, хлорбромдиметилсилан, нитротриметилсилан, хлортриэтилсилан, йоддиметилбутилсилан, хлордиметилфенилсилан, хлордиметилсилан, диметил н-пропилхлорсилан, диметилизопропилхлорсилан, трет-бутилдиметилхлорсилан, трипропилхлорсилан, диметилоктилхлорсилан, трибутилхлорсилан, тригексилхлорсилан, диметилэтилхлорсилан, диметилоктадецилхлорсилан, н-бутилдиметилхлорсилан, бромметилдиметилхлорсилан, хлорметилдиметилхлорсилан, 3-хлорпропилдиметилхлорсилан, диметоксиметилхлорсилан, метилфенилхлорсилан, метилфенилвинилхлорсилан, бензилдиметилхлорсилан, дифенилхлорсилан, дифенилметилхлорсилан, дифенилвинилхлорсилан, трибензилхлорсилан, метокситриметилсилан, диметоксидиметилсилан, триметоксиметилсилан, этокситриметилсилан, диэтоксидиметилсилан, триэтоксиметилсилан, триметоксиэтилсилан, диметоксидиэтилсилан, метокситриэтилсилан, этокситриэтилсилан, диэтоксидиэтилсилан, триэтоксиэтилсилан, метокситрифенилсилан, диметоксидифенилсилан, триметоксифенилсилан, этокситрифенилсилан, диэтоксидифенилсилан, триэтоксифенилсилан, дихлортетраметилдисилоксан, 3-цианопропилдиметилхлорсилан, 1,3-дихлор-1,1,3,3-тетраметилдисилоксан и 1,3-диметокси-1,1,3,3-тетраметилдисилоксан.

Примеры органических силиламинов включают N-триметилсилилимидазол, N-трет-бутилдиметилсилилимидазол, N-диметилэтилсилилимидазол, N-диметил-н-пропилсилилимидазол, N-диметилизопропилсилилимидазол, N-триметилсилилдиметиламин, N-триметилсилилдиэтиламин, N-триметилсилилпиррол, N-триметилсилилпирролидин, N-триметилсилилпиперидин, 1-цианоэтил(диэтиламино)диметилсилан и пентафторфенилдиметилсилиламин.

Примеры органических силиламидов и их производных включают N,O-бис(триметилсилил)ацетамид, N,O-бис(триметилсилил)трифторацетамид, N-(триметилсилил)ацетамид, N-метил-N-(триметилсилил)ацетамид, N-метил-N-(триметилсилил)трифторацетамид, N-метил-N-(триметилсилил)гептафторбутирамид, N-(трет-бутилдиметилсилил)-N-трифторацетамид и N,O-бис(диэтилгидросилил)трифторацетамид.

Примеры органических силазанов включают 1,1,1,3,3,3-гексаметилдисилазан, гептаметилдисилазан, 1,1,3,3-тетраметилдисилазан, 1,3-бис(хлорметил)-1,1,3,3-тетраметилдисилазан, 1,3-дивинил-1,1,3,3-тетраметилдисилазан и 1,3-дифенил-1,1,3,3-тетраметилдисилазан.

Примеры других силилирующих агентов включают N-метокси-N, O-бис(триметилсилил)трифторацетамид, N-метокси-N,O-бис(триметилсилил)карбамат, N,O-бис(триметилсилил)сульфамат, триметилсилилтрифторметансульфонат и N,N'-бис(триметилсилил)мочевина.

Предпочтительным силилирующим агентом является органический силазан, более предпочтительно 1,1,1,3,3,3-гексаметилдисилазан.

Линия подачи 2 гидравлически соединена с зоной подачи 1а каждого реактора 1. Кроме того, линия подачи 2 сконфигурирована таким образом, что пропилен и перекись, являющиеся сырьем для реакции, могут подаваться в смешанном состоянии или отдельно друг от друга в реактор 1.

Кроме того, линия подачи 2 включает в себя средство регулирования температуры (не показано), которое регулирует температуру сырья для реакции. Средства регулирования температуры конкретно не ограничены, и можно использовать, например, теплообменник, нагреватель, охладитель или подобные.

Линия выгрузки 3 соединена гидравлически с зоной выгрузки 1b каждого реактора 1. Кроме того, линия выгрузки 3 образована таким образом, что она ответвляется от соединительной линии 4. Кроме того, линия выгрузки 3 сконфигурирована таким образом, чтобы реакционная смесь, выгружаемая из каждого реактора 1, не поступала в другие реакторы 1. Другими словами, линия выгрузки 3 выгружает реакционную смесь за пределы области, где осуществляется эпоксидирование пропилена в реакторе 1 (в частности, например, в дистилляционную установку, которая отделяет образовавшийся спирт от реакционной смеси).

Соединительная линия 4 соединена гидравлически с зоной выгрузки 1b одного из реакторов 1, соединенной соединительной линией 4, и зоной подачи 1а другого реактора 1. В настоящем варианте осуществления, каждый реактор 1 соединен со всеми другими реакторами 1 соединительными линиями 4. Таким образом, производственное оборудование сконфигурировано таким образом, что реакционная смесь (в частности, сырье для реакции, содержащееся в реакционной смеси), которая выгружается из каждого реактора 1, может подаваться во все другие реакторы. 1. Кроме того, соединительная линия 4 сформирована таким образом, что ответвляется от линии выгрузки 3. Кроме того, соединительная линия 4 включает в себя средство регулирования температуры (не показано), которое регулирует температуру реакционной смеси, протекающей в соединительной линии 4. Средства регулирования температуры конкретно не ограничены, и можно использовать, например, теплообменник, нагреватель, охладитель или подобные.

Механизм отбора проб 5 включает в себя: линию отбора проб 5а, которая ответвляется от каждой линии выгрузки 3, соединенной с каждым реактором 1, и которая принимает часть реакционной смеси; и клапан отбора проб 5b, который позволяет забирать реакционную смесь в линию отбора проб 5а. Внутренний диаметр каждой линии отбора проб 5а предпочтительно меньше внутреннего диаметра линии выгрузки 3, к которой присоединена линия отбора проб 5а. Кроме того, линия отбора проб 5а включает в себя уплотняющую зону 5с, способную к герметизации для удерживания реакционной смеси, и порт для отбора проб (не показан), образованный уплотняющей зоне 5с. В частности, линия отбора проб 5а включает в себя запорные клапаны 5d на стороне впуска и стороне выпуска в направлении потока реакционной смеси таким образом, что уплотняющая зона 5с находится между запорными клапанами 5d, и когда два запорных клапана 5d закрыты, тем самым образуя плотно закрытую область.

Механизм переключения 6 способен переключать реактор 1 в нерабочем состоянии по очереди и осуществляет переключение таким образом, что только реакторы 1 в рабочем состоянии соединены гидравлически, последовательно или параллельно, тем самым обеспечивая подачу сырья для реакции к реакторам 1 в рабочем состоянии. В частности, механизм переключения 6 состоит из множества переключающих клапанов 6а, которые открывают и закрывают линии подачи 2, линии выгрузки 3 и соединительные линии 4. Когда каждый переключающий клапан 6а открыт или закрыт, реактор 1 в нерабочем состоянии может быть изменен, друг за другом, и переключение может быть выполнено таким образом, что только реакторы 1 в рабочем состоянии соединены гидравлически, последовательно или параллельно, и сырье для реакции может подаваться в реакторы 1 в рабочем состоянии.

Далее будет дано описание стадии эпоксидирования пропилена с использованием производственного оборудования 100, которое сконфигурировано, как описано выше.

Как показано на Фиг. 2А, при выполнении стадии эпоксидирования в настоящем варианте осуществления, механизм переключения 6 используется таким образом, что один реактор 1 (далее также именуемый «четвертым реактором 1D») находится в не рабочем состоянии, и остальные три реактора 1 (далее также именуемые «первый реактор 1А, второй реактор 1В и третий реактор 1С») находятся в рабочем состоянии, и только реакторы 1 в рабочем состоянии (первый реактор 1А, второй реактор 1В и третий реактор 1С) соединены последовательно соединительными линиями 4. Затем сырье для реакции подают в последовательно соединенные реакторы 1, находящиеся в рабочем состоянии, и проводят стадию эпоксидирования.

В частности, сырье для реакции подают из линии подачи 2 в первый реактор 1А, который расположен впереди из реакторов 1А-1С, с первого по третий, соединенных последовательно. Таким образом, пропилен эпоксидируется в первом реакторе 1А и образуется пропиленоксид, и реакционная смесь, содержащая пропиленоксид, выгружается в соединительную линию 4 из первого реактора 1А. Когда реакцию эпоксидирования проводят заново в первом реакторе 1А, подачу сырья для реакции в первый реактор 1А предпочтительно осуществляют в следующем порядке: пропилена, затем перекись, и затем проводят смешивание пропилена и перекиси.

Реакционную смесь, выгруженную из первого реактора 1А, подают во второй реактор 1В, соединенный с первым реактором 1А соединительной линией 4. В реакционной смеси, выгруженной из первого реактора 1А, содержатся пропилен и перекись, которые являются сырьем для реакции. Следовательно, когда реакционную смесь, выгруженную из первого реактора 1А, подают во второй реактор 1В, пропилен в реакционной смеси эпоксидируется во втором реакторе 1В и образуется пропиленоксид.

Реакционную смесь, выгруженную из второго реактора 1В, далее подают в другой реактор 1С (далее также называемый «третьим реактором 1С»), соединенный со вторым реактором 1В соединительной линией 4. Таким образом, пропилен в реакционной смеси, выгруженной из второго реактора 1В, подвергается эпоксидированию в третьем реакторе 1С и образуется пропиленоксид. Затем реакционную смесь, содержащую пропиленоксид, выгружают в линию выгрузки 3 из третьего реактора 1С.

Как описано выше, в настоящем варианте осуществления, сырье для реакции, подаваемое из линии подачи 2, проходит через множество реакторов 1 (в частности, последовательно проходит через первые реакторы 1А в третьи реакторы 1С), и, таким образом, проводят стадию эпоксидирования.

Следует отметить, что после стадии эпоксидирования может быть дополнительно проведена стадия отделения и восстановления непрореагировавшего пропилена из реакционной смеси в линии выгрузки 3 для рециркулирования непрореагировавшего пропилена в качестве сырья для реакции для стадии эпоксидирования. Дистилляцию можно использовать как способ отделения и восстановления непрореагировавшего пропилена. При дистилляции обычно используют условия, при которых пропилен легко испаряется. Условия дистилляции изменяются в зависимости от температуры и состава реакционного раствора (реакционной смеси), подаваемого в дистилляционную колонну. Например, обычно давление в дистилляционной колонне, предпочтительно, составляет от 0 до 5 МПа, более предпочтительно, от 0 до 3 МПа в пересчете на относительное давление. Кроме того, температура в верхней части колонны, предпочтительно, составляет от -50 до 150°С, более предпочтительно, от -30 до 140°С. Температура в нижней части колонны, предпочтительно, составляет от 50 до 200°С, более предпочтительно, от 80 до 200°С. Кроме того, можно использовать ступенчатый способ дистилляции пропилена с использованием множества дистилляционных колонн.

Непрореагировавший пропилен, отделенный и восстановленный таким образом, может быть смешан с пропиленом, который должен быть свежим и подаваться в реактор эпоксидирования.

Температура реакции эпоксидирования в каждом реакторе 1 составляет, например, предпочтительно, от 0 до 200°С; температура, предпочтительно, составляет от 25 до 200°С с точки зрения скорости реакции и экономичного использования катализатора; и температура, предпочтительно, составляет от 40 до 150°С с точки зрения селективности реакции. Температура представляет собой температуру, которая измеряется в зоне выгрузки сырья для реакции в слое титаносиликата 1с в реакторе 1 (далее также упоминается как «температура на выходе из слоя титаносиликата»). Когда температура реакции эпоксидирования находится в вышеописанных диапазонах, достигается благоприятная скорость реакции, и поэтому количество катализатора, необходимое для получения желаемого количества реакции, может быть уменьшено. Кроме того, когда температура реакции эпоксидирования находится в вышеописанных диапазонах, снижение селективности реакции может быть подавлено. Таким образом, количество образующегося соединения, имеющего углеродное число 4, в частности, снижается, и, следовательно, могут быть уменьшены потери активных ингредиентов при удалении этого вещества и энергии, необходимой для удаления этого вещества.

Давление в каждом реакторе 1 во время реакции эпоксидирования, предпочтительно, регулируют таким образом, чтобы реакционная смесь могла оставаться в жидком состоянии. Давление в каждом реакторе 1 конкретно не ограничено и составляет, например, предпочтительно, от 100 до 10000 кПа. Необходимо отметить, что давление в каждом реакторе 1 рассчитывается как разница между внутренним давлением в зоне подачи 1а каждого реактора 1 и внутренним давлением в зоне выгрузки 1b каждого реактора 1.

Температура реакционной смеси в зоне выгрузки 1b первого реактора 1А конкретно не ограничена и составляет, например, предпочтительно, 90°С или выше, более предпочтительно, 100°С или выше. Температуру получают посредством измерения внутренней температуры зоны выгрузки 1b первого реактора 1А с помощью термометра.

Ввиду выделения тепла реакцией эпоксидирования, температуру реакционной смеси в зоне выгрузки 1b первого реактора 1А можно регулировать, например, регулируя, по меньшей мере, одну из температур сырья для реакции в зоне подачи 1а первого реактора 1А (сырья для реакции, которое подается из линии подачи 2 в реактор 1) и температуру в первом реакторе 1А (в частности, температуру на выходе из слоя титаносиликата). Температура реакционной смеси в зоне подачи 1а первого реактора 1А представляет собой температуру, которая измеряется в зоне измерения температуры, включенной в зону подачи 1а первого реактора 1А, и температура на выходе из слоя титаносиликата в первом реакторе 1А представляет собой температуру, которая измеряется в зоне измерения температуры слоя титаносиликата 1c.

Температура реакционной смеси в зоне выгрузки 1b третьего реактора 1С, предпочтительно, ниже 140°С, более предпочтительно, 139°С или ниже, еще более предпочтительно, 138°С или ниже. Здесь существует вероятность того, что реакционная смесь содержит, в качестве примеси, метилформиат, образующийся вместе с пропиленоксидом, но посредством установления температуры реакционной смеси в зоне выгрузки 1b третьего реактора 1С в вышеописанных диапазонах, концентрация метилформиата в реакционной смеси может быть снижена.

Кроме того, температура реакционной смеси в зоне выгрузки 1b третьего реактора 1С, предпочтительно, составляет 115°С или выше, более предпочтительно, 117°С или выше, еще более предпочтительно, 120°С или выше, с точки зрения повышения скорости реакции эпоксидирования. Температуру получают посредством измерения внутренней температуры зоны выгрузки 1b третьего реактора 1С с помощью термометра.

Температуру реакционной смеси в зоне выгрузки 1b третьего реактора 1С можно регулировать, регулируя, по меньшей мере, одну из температуры реакционной смеси в зоне подачи 1а третьего реактора 1С и температуры в третьем реакторе 1С (в частности, температуры слоя титаносиликата на выходе из третьего реактора 1С). Температура реакционной смеси в зоне подачи 1а третьего реактора 1С представляет собой температуру, которая измеряется в зоне измерения температуры, включенной в зону подачи 1а третьего реактора 1С, и температура на выходе из слоя титаносиликата в третьем реакторе 1С, представляет собой температуру, которая измеряется в зоне измерения температуры слоя титаносиликата 1c.

Кроме того, разница, полученная посредством вычитания температуры реакционной смеси в зоне подачи 1а третьего реактора 1С из температуры реакционной смеси в зоне выгрузки 1b третьего реактора 1С, предпочтительно, составляет 30°С или ниже, более предпочтительно, 15°С или ниже.

Перекись, которая является сырьем для реакции на стадии эпоксидирования, конкретно не ограничена, и можно использовать, например, перекись водорода, органическую перекись или подобные. Органическая перекись особо не ограничена, и, например, можно использовать, по меньшей мере, одну, выбранную из группы, состоящей из гидроперекиси кумола, гидроперекиси этилбензола и гидроперекиси трет-бутила, и, в частности, предпочтительно использовать гидроперекись кумола.

Когда гидроперекись кумола используют в качестве перекиси, молярное отношение пропилена к гидроперекиси кумола (пропилен/гидроперекись кумола) конкретно не ограничено и составляет, например, предпочтительно, от 2/1 до 50/1. Когда молярное соотношение составляет 2/1 или более, эпоксидирование можно проводить с благоприятной скоростью реакции, и, следовательно, реакцию эпоксидирования можно проводить эффективно. Когда молярное соотношение составляет 50/1 или менее, можно уменьшить подачу избыточного количества пропилена в реактор 1 и, следовательно, можно уменьшить потребление энергии, необходимой на стадии восстановления и повторного использования пропилена.

Реакцию эпоксидирования в каждом реакторе 1 можно проводить в жидкой фазе с использованием растворителя. Предпочтительно, растворитель представляет собой жидкость при температуре и давлении во время реакции эпоксидирования и по существу неактивен по отношению к сырью для реакции и продуктам реакции. Например, в качестве растворителя может быть использовано вещество, присутствующее в растворе перекиси, который подается из линии подачи 2. В частности, когда перекись представляет собой гидроперекись этилбензола или гидроперекись кумола, в качестве растворителя можно использовать этилбензол или кумол, присутствующие в растворе перекиси, подаваемом из линии подачи 2. Кроме того, примеры других растворителей включают моноциклические ароматические растворители (в частности, такие как бензол, толуол, хлорбензол и орто-дихлорбензол) и алканы (в частности, такие как октан, декан и додекан).

Содержание пропиленоксида в реакционной смеси, полученной на стадии эпоксидирования в каждом реакторе 1, предпочтительно, составляет от 1 до 31% масс., более предпочтительно, от 1 до 23% масс.

При использовании гидроперекиси кумола в качестве перекиси, реакционная смесь (которая подается в реактор 1 по соединительной линии 4 и выгружается из линии выгрузки 3) содержит пропиленоксид и кумиловый спирт. Содержание кумилового спирта в реакционной смеси, полученной на стадии эпоксидирования в каждом реакторе 1, предпочтительно, составляет от 5 до 80% масс., более предпочтительно, от 5 до 60% масс., еще более предпочтительно, от 5 до 40% масс. В настоящем документе, кумиловый спирт означает 2-фенил-2-пропанол.

Следует отметить, что после описанной выше стадии эпоксидирования следует стадия (далее также называемая «стадией выделения спирта») выделения спирта (в частности, кумилового спирта в случае, когда гидроперекись кумола используется в качестве перекиси) из реакционной смеси (которая выгружается из линии выгрузки 3). При проведении стадии отделения спирта можно получить неочищенный пропиленоксид, в котором спирт был отделен от реакционной смеси (которая выгружается из линии выгрузки 3). Реакционная смесь, которая является объектом стадии отделения спирта, может быть получена посредством отделения непрореагировавшего пропилена после стадии эпоксидирования.

Примеры способа отделения спирта на стадии отделения спирта включают способ с использованием дистилляционной колонны (предпочтительно, нескольких дистилляционных колонн). В таком способе, давление в дистилляционной колонне, предпочтительно, составляет от 100 до 5000 кПа, более предпочтительно, от 100 до 3000 кПа. Кроме того, в таком способе, температура в верхней части колонны предпочтительно составляет от -50 до 150°С, более предпочтительно, от 0 до 130°С. В этом случае, температура в нижней части колонны, предпочтительно, составляет от 50 до 230°С, более предпочтительно, от 60 до 210°С.

Содержание пропиленоксида в неочищенном оксиде пропилена, полученном посредством проведения стадии отделения спирта, особо не ограничено и составляет, например, предпочтительно, 99% масс. или более на 100% масс. сырого пропиленоксида.

Может быть проведена стадия превращения спирта, состоящая в превращении спирта, отделенного на стадии выделения спирта, в другое соединение. Примеры стадии превращения спирта включают:

стадию гидрогенолиза спирта в присутствии катализатора с получением углеводорода;

стадию дегидратации спирта в присутствии катализатора и последующего взаимодействия полученного продукта с водородом с получением углеводорода; и

стадию взаимодействия спирта и перекиси в присутствии катализатора с получением диалкилперекиси.

Когда спирт представляет собой кумиловый спирт, углеводород представляет собой кумол. Когда спирт представляет собой кумиловый спирт, диалкилперекись представляет собой дикумилперекись. Другими словами, когда выделенный спирт представляет собой, например, кумиловый спирт, стадия превращения спирта представляет собой стадию превращения кумилового спирта в кумол и/или дикумилперекись.

В одном аспекте, стадия превращения спирта включает: стадию дегидратации кумилового спирта в присутствии катализатора в содержащей кумиловый спирт остаточной смеси, полученной на стадии выделения спирта, с получением α-метилстиролсодержащей смеси (далее, упоминается как «стадия дегидратации»); и стадию контакта смеси, содержащей α-метилстирол, полученной на стадии дегидратации, и водорода друг с другом в присутствии катализатора для взаимодействия α-метилстирола в смеси с водородом с получением, таким образом, конверсионной смеси, содержащей кумол (далее, называется «стадией гидрирования»).

В другом аспекте, стадия превращения спирта представляет собой стадию контакта остаточной смеси, содержащей кумиловый спирт, полученной на стадии отделения спирта, и водорода друг с другом в присутствии катализатора для взаимодействия кумилового спирта в остаточной смеси с водородом, тем самым получая кумолсодержащую конверсионную смесь (далее именуемую «стадией гидрогенолиза»).

Далее будет дано описание варианта, когда стадия превращения спирта включает стадию дегидратации и стадию гидрирования.

Примеры катализатора, который используется на стадии дегидратации (далее именуемый «катализатор дегидратации»), включают кислоты, такие как серная кислота, фосфорная кислота и п-толуолсульфокислота, и оксиды металлов, такие как активированный оксид алюминия, диоксид титана, диоксид циркония, алюмосиликат и цеолит. С точки зрения повышения эффективности реакции, катализатор предпочтительно представляет собой твердый катализатор, более предпочтительно, активированный оксид алюминия.

Реакцию дегидратации на стадии дегидратации обычно проводят посредством контакта друг с другом кумилового спирта и катализатора дегидратации. В одном варианте осуществления, реакцию гидрирования на стадии гидрирования проводят после реакции дегидратации, и поэтому кумиловый спирт и катализатор дегидратации могут контактировать друг с другом в присутствии водорода. Реакцию дегидратации можно проводить в жидкой фазе в присутствии растворителя. Растворитель должен быть по существу неактивным по отношению к сырью и продуктам реакции. Растворителем может быть вещество, присутствующее в используемой остаточной смеси, содержащей кумиловый спирт. Например, когда остаточная смесь, содержащая кумиловый спирт, содержит кумол, этот кумол можно использовать в качестве растворителя и нет необходимости использовать другой растворитель. Обычно температура реакции дегидратации, предпочтительно, составляет от 50 до 450°С, более предпочтительно, от 150 до 300°С. Обычно давление реакции дегидратации, предпочтительно, составляет от 10 до 10000 кПа изб., более предпочтительно, от 500 до 4000 кПа изб., еще более предпочтительно, от 1000 до 2000 кПа изб.

Примеры катализатора, который используется на стадии гидрирования (далее именуемый «катализатор гидрирования»), включают катализаторы, содержащие металл 10 группы или 11 группы в периодической таблице, и конкретные примеры включают никельсодержащие катализаторы, палладийсодержащие катализаторы, платиносодержащие катализаторы и медьсодержащие катализаторы. С точки зрения подавления ядерной реакции гидрирования ароматического кольца и высокого выхода, катализатор предпочтительно представляет собой никельсодержащий катализатор, палладийсодержащий катализатор или медьсодержащий катализатор. Никельсодержащий катализатор предпочтительно представляет собой никель, никель-оксид алюминия, никель-диоксид кремния или никель-углерод, палладийсодержащий катализатор предпочтительно представляет собой палладий-оксид алюминия, палладий-диоксид кремния или палладий-уголь, и медьсодержащий катализатор предпочтительно представляет собой медь, медь Ренея, медь-хром, медь-цинк, медь-хром-цинк, медь-диоксид кремния или медь-оксид алюминия. Эти катализаторы можно использовать по отдельности или можно использовать несколько таких катализаторов в комбинации.

Реакция гидрирования на стадии гидрирования осуществляется посредством контакта α-метилстирола и водорода с катализатором гидрирования. В одном варианте осуществления, реакцию гидрирования проводят после реакции дегидратации, но в этом аспекте, часть воды, образующейся в реакции дегидратации, может быть отделена посредством разделения масло-вода и подобного, или вместо разделения может контактировать с катализатором гидрирования вместе с α-метилстиролом. Количество водорода, необходимое для реакции гидрирования, может быть эквимолярным количеству α-метилстирола, но обычно используется избыточное количество водорода, поскольку в смеси, содержащей α-метилстирол, полученной на стадии дегидратации, содержатся потребляющие водород компоненты, отличные от α-метилстирола. Кроме того, обычно молярное соотношение водород/α-метилстирол, предпочтительно, составляет от 1/1 до 20/1, более предпочтительно, от 1/1 до 10/1, еще более предпочтительно, от 1/1 до 3/1, поскольку реакция протекает быстрее по мере увеличения парциального давления водорода. Избыточный водород, оставшийся после реакции гидрирования, может быть использован посредством рециркуляции после отделения от реакционного раствора (конверсионной смеси). Реакцию гидрирования можно проводить в жидкой фазе в присутствии растворителя, или в газовой фазе. Растворитель должен быть по существу неактивным по отношению к сырью и продуктам реакции. Растворителем может быть вещество, присутствующее в смеси, содержащей α-метилстирол. Например, когда смесь, содержащая α-метилстирол, содержит кумол, этот кумол можно использовать в качестве растворителя, и нет необходимости использовать другой растворитель. Обычно температура реакции гидрирования, предпочтительно, составляет от 0 до 500°С, более предпочтительно, от 30 до 400°С, еще более предпочтительно, от 50 до 300°С. Обычно давление реакции гидрирования, предпочтительно, составляет от 100 до 10000 кПа-изб., более предпочтительно, от 500 до 4000 кПа-изб., еще более предпочтительно, от 1000 до 2000 кПа-изб.

Реакцию дегидратации и реакцию гидрирования можно преимущественно проводить в форме суспензии или неподвижного слоя. В случае крупномасштабной промышленной операции, предпочтительно использовать неподвижный слой. Кроме того, реакцию дегидратации и реакцию гидрирования можно проводить в таких формах реакции, как периодический процесс, полунепрерывный процесс или непрерывный процесс. Для реакции дегидратации и реакции гидрирования можно использовать отдельные реакторы или один реактор. Реакторы для непрерывного процесса включают адиабатический реактор и изотермический реактор, но адиабатический реактор предпочтительнее, так как изотермический реактор нуждается в оборудовании для отвода тепла.

Примеры катализатора, который используется на стадии гидрогенолиза (далее именуемый «катализатор гидрогенолиза»), включают катализаторы, содержащие металл 9, 10, 11 или 12 группы в периодической таблице, и конкретные примеры включают кобальтсодержащие катализаторы, никельсодержащие катализаторы, палладийсодержащие катализаторы, медьсодержащие катализаторы и цинксодержащие катализаторы. С точки зрения подавления образования побочных продуктов, катализатор, предпочтительно, представляет собой никельсодержащий катализатор, палладийсодержащий катализатор или медьсодержащий катализатор. Примеры никельсодержащего катализатора включают никель, никель-оксид алюминия, никель-диоксид кремния и никель-углерод, примеры палладийсодержащего катализатора включают палладий-оксид алюминия, палладий-оксид кремния и палладий-углерод, и примеры медьсодержащего катализатора, включают медь, медь Ренея, медь-хром, медь-цинк, медь-хром-цинк, медь-диоксид кремния и медь-оксид алюминия. Реакцию гидрогенолиза можно проводить в жидкой фазе в присутствии растворителя или в газовой фазе. Растворитель должен быть по существу неактивным по отношению к сырью и продуктам реакции. Растворителем может быть вещество, присутствующее в используемой остаточной смеси, содержащей кумиловый спирт. Например, когда остаточная смесь, содержащая кумиловый спирт, содержит кумол, этот кумол можно использовать в качестве растворителя, и нет необходимости использовать другой растворитель. Количество водорода, необходимого для реакции гидрогенолиза, может быть эквимолярным количеству кумилового спирта, но обычно используется избыточное количество водорода, так как водородсодержащие компоненты, отличные от кумилового спирта, содержатся в смеси, содержащей кумиловый спирт, полученной на стадии отделения спирта. Кроме того, обычно молярное соотношение водород/кумиловый спирт, предпочтительно, доводят до значений от 1/1 до 20/1, более предпочтительно, от 1/1 до 10/1, еще более предпочтительно, от 1/1 до 3/1, поскольку реакция протекает тем быстрее, чем больше увеличивается парциальное давление водорода. Избыточный водород, оставшийся после реакции гидрогенолиза, можно использовать посредством рециркуляции после отделения от реакционного раствора. Обычно температура реакции гидрогенолиза, предпочтительно, составляет от 0 до 500°С, более предпочтительно, от 50 до 450°С, еще более предпочтительно, от 150 до 300°С. Обычно давление реакции гидрогенолиза, предпочтительно, составляет от 100 до 10000 кПа-изб., более предпочтительно, от 500 до 4000 кПа-изб., еще более предпочтительно, от 1000 до 2000 кПа-изб. Реакцию гидрогенолиза можно преимущественно проводить в форме суспензии или неподвижного слоя. В случае крупномасштабной промышленной операции, предпочтительно использовать неподвижный слой. Кроме того, реакцию гидрогенолиза можно проводить в форме реакции, такой как периодический процесс, полунепрерывный процесс или непрерывный процесс.

Обычно содержание кумола в кумолсодержащей конверсионной смеси, предпочтительно, составляет 90% или более на 100% масс. кумолсодержащей конверсионной смеси.

Далее будет дано описание способа замены титаносиликата, хранящегося в каждом реакторе 1, в производственном оборудовании 100, сконфигурированном, как описано выше.

Когда титаносиликат в одном реакторе 1 из трех реакторов в рабочем состоянии был дезактивирован, реактор 1, в котором был дезактивирован титаносиликат, переключается в нерабочее состояние, а реактор 1, уже находящийся в нерабочем состоянии, переключается в рабочее состояние механизмом переключения 6. Кроме того, механизмом переключения 6 только реакторы 1 в рабочем состоянии (конкретно реактор 1 переключенный в рабочее состояние и реакторы 1 в рабочем состоянии с самого начала) соединены последовательно соединительными линиями 4, и сырье для реакции подается в реакторы 1 в рабочем состоянии. В частности, сырье для реакции подается из линии подачи 2 в реактор 1, который расположен впереди из последовательно соединенных реакторов, и реакционная смесь подается из соединительных линий 4 в другие реакторы 1, соединенные последовательно. Таким образом, титаносиликат, хранящийся в реакторе 1, переключенном в нерабочее состояние, заменяется, в то время как эпоксидирование пропилена выполняется в реакторах 1 в рабочем состоянии (то есть, пока выполняется описанная выше стадия эпоксидирования).

Повторяя вышеописанную стадию, реактор 1, который должен быть переведен в нерабочее состояние, меняют по очереди для замены титаносиликата. Другими словами, при замене титаносиликата, хранящегося в каждом реакторе 1 в производственном оборудовании 100, происходит обмен титаносиликата в реакторе 1, подлежащем обмену, в то время как эпоксидирование пропилена проводят во множестве реакторов 1, не подлежащих обмену.

Далее будет дано более конкретное описание способа замены титаносиликата, хранящегося в каждом реакторе 1.

<При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>

Как показано на Фиг. 2А, первый реактор 1А, второй реактор 1В и третий реактор 1С соединены последовательно соединительными линиями 4, и стадию эпоксидирования проводят, как описано выше, где четвертый реактор 1D находится в нерабочем состоянии, и, таким образом, когда титаносиликат в третьем реакторе 1С дезактивирован, сначала осуществляют постепенное переключение описанным выше переключающим механизмом 6 таким образом, чтобы пропилен, подаваемый в первый реактор 1А из линии подачи 2 подавался в четвертый реактор 1D, и переключение осуществляют описанным выше переключающим механизмом 6 таким образом, что пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1, поступает в первый реактор 1А по соединительной линии 4, как показано на Фиг. 2В. Таким образом, пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А.

Время подачи пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А конкретно не ограничено и может составлять, например, от 6 до 720 часов, предпочтительно, от 72 часов до 340 часов.

Кроме того, температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) при подаче пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А особо не ограничена и составляет, например, предпочтительно, от 40°С до 150°С, более предпочтительно, от 40°С до 90°С.

Кроме того, при подаче пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А, соотношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе 1, переключенном из нерабочего состояния в рабочее состояние, (β/α), конкретно не ограничено и составляет, например, предпочтительно, от 5 до 6000, более предпочтительно, от 600 до 3000.

Далее, как показано на Фиг. 3А, осуществляется переключение описанным выше переключающим механизмом 6 таким образом, что часть перекиси, подаваемой в первый реактор 1А из линии подачи 2, подается в четвертый реактор 1D. Таким образом, пропилен эпоксидируется в четвертом реакторе 1D. Затем реакционную смесь, выгруженную из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А по соединительной линии 4.

Температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) после подачи перекиси в четвертый реактор 1D, особо не ограничена и составляет, например, предпочтительно, 150°С или ниже, более предпочтительно, от 80°С до 140°С.

Кроме того, с помощью описанного выше механизма переключения 6, переключение осуществляется таким образом, что часть реакционной смеси, подаваемой из второго реактора 1В в третий реактор 1С по соединительной линии 4, выгружают из второго реактора 1В в линию выгрузки 3, количество реакционной смеси, выгруженной в линию выгрузки 3 из второго реактора 1В постепенно увеличивают, и количество реакционной смеси, выгруженной из второго реактора 1В в третий реактор 1С постепенно уменьшают до отключения подачи реакционной смеси из второго реактора 1В в третий реактор 1С. Таким образом, третий реактор 1С переводят в нерабочее состояние, как показано на Фиг. 3В.

Затем с помощью описанного выше переключающего механизма 6, количество перекиси, подаваемой в четвертый реактор 1D из линии подачи 2, постепенно увеличивают, и количество перекиси, подаваемой в первый реактор 1А из линии подачи 2, постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу перекиси в первый реактор 1А из линии подачи 2, как показано на Фиг. 4.

Таким образом, титаносиликат в третьем реакторе 1С, находящемся в нерабочем состоянии, заменяется на не дезактивированный, в то время как эпоксидирование пропилена проводят (то есть, вышеописанную стадию эпоксидирования проводят) в четвертом реакторе 1D, первом реакторе 1А и втором реакторе 1В.

<При дезактивации титаносиликата в первом реакторе 1А>

Как показано на Фиг. 5А, первый реактор 1А, второй реактор 1В и третий реактор 1С соединены последовательно соединительными линиями 4, и стадию эпоксидирования проводят, как описано выше, где четвертый реактор 1D находится в нерабочем состоянии, и, таким образом, когда титаносиликат в первом реакторе 1А дезактивирован, переключение сначала выполняют постепенно, с помощью вышеописанного переключающего механизма 6 таким образом, что пропилен, подаваемый в первый реактор 1А из линии подачи 2, подают в четвертый реактор 1D, и переключение осуществляют описанным выше переключающим механизмом 6 таким образом, что пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1D, поступает в первый реактор 1А по соединительной линии 4, как показано на Фиг. 5В. Таким образом, пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А.

Время подачи пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А может быть установлено таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>.

Кроме того, температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) при подаче пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А может быть установлена таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>.

Кроме того, отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе 1, переведенном из нерабочего состояния в рабочее состояние, (β/α), может быть установлено таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1C>.

Далее, как показано на Фиг. 6А, переключение осуществляется механизмом переключения 6 таким образом, что часть перекиси, подаваемой в первый реактор 1А из линии подачи 2, подают в четвертый реактор 1D и во второй реактор 1В. Таким образом, пропилен эпоксидируется в четвертом реакторе 1D. Затем реакционную смесь, выгруженную из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А по соединительной линии 4.

Температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) после подачи перекиси в четвертый реактор 1D может быть установлена таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>.

Затем, с помощью описанного выше механизма переключения 6 количество перекиси, подаваемое в четвертый реактор 1D и второй реактор 1В из линий подачи 2, постепенно увеличивают, и количество перекиси, подаваемое в первый реактор 1А из линии подачи 2, постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу перекиси в первый реактор 1А из линии подачи 2, как показано на Фиг. 6В.

Далее, как показано на Фиг. 7А и Фиг. 7В, с помощью описанного выше механизма переключения 6, осуществляют переключение таким образом, что реакционную смесь, выгруженную из четвертого реактора 1D, подают во второй реактор 1В через соединительную линию 4, подачу реакционной смеси из четвертого реактора 1D во второй реактор 1B постепенно увеличивают, подачу реакционной смеси из первого реактора 1A во второй реактор 1B постепенно уменьшают, и затем подачу реакционной смеси из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу реакционной смеси в первый реактор 1А. Таким образом, первый реактор 1А переводят в нерабочее состояние.

Затем с помощью вышеописанного переключающего механизма 6, количество перекиси, подаваемой в четвертый реактор 1D из линии подачи 2, постепенно увеличивают, и количество перекиси, подаваемой во второй реактор 1B из линии подачи 2, постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу перекиси во второй реактор 1В из линии подачи 2, как показано на Фиг.8.

Таким образом, титаносиликат в первом реакторе 1А, находящийся в нерабочем состоянии, заменяют на не дезактивированный, в то время как эпоксидирование пропилена проводят (т.е. вышеописанную стадию эпоксидирования проводят) в четвертом реакторе 1D, втором реакторе 1В и третьем реакторе 1С.

<При дезактивации титаносиликата во втором реакторе 1B>

Как показано на Фиг. 9А, первый реактор 1А, второй реактор 1В и третий реактор 1С соединены последовательно соединительными линиями 4, и стадию эпоксидирования проводят, как описано выше, где четвертый реактор 1D находится в нерабочем состоянии, и тем самым, когда титаносиликат во втором реакторе 1В дезактивирован, переключение сначала осуществляют постепенно переключающим механизмом 6 таким образом, что пропилен, подаваемый в первый реактор 1А из линии подачи 2, подают в четвертый реактор 1D, и переключение осуществляют переключающим механизмом 6 таким образом, что пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А по соединительной линии 4, как показано на Фиг. 9В. Таким образом, пропилен, выгруженный из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А. Время подачи пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А может быть установлено таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>.

Кроме того, температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) при подаче пропилена из четвертого реактора 1D в первый реактор 1А может быть установлена таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С >.

Кроме того, отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе 1, переведенном из нерабочего состояния в рабочее, (β/α), может быть установлено таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1C>.

Далее, как показано на Фиг. 10А, переключение осуществляют описанным выше переключающим механизмом 6 таким образом, что часть перекиси, подаваемой в первый реактор 1А из линии подачи 2, подают в четвертый реактор 1D, и переключение осуществляют вышеописанным переключающим механизмом 6 таким образом, что реакционную смесь, выгруженную из первого реактора 1А, подают в третий реактор 1С. Таким образом, пропилен эпоксидируется в четвертом реакторе 1D. Затем реакционную смесь, выгруженную из четвертого реактора 1D, подают в первый реактор 1А по соединительной линии 4, и реакционную смесь, выгруженную из первого реактора 1А, подают в третий реактор 1С по соединительной линии 4.

Температура слоя титаносиликата (температура на выходе из слоя титаносиликата) после подачи перекиси в четвертый реактор 1D может быть установлена таким же образом, как описано в разделе <При дезактивации титаносиликата в третьем реакторе 1С>.

Далее, с помощью описанного выше механизма переключения 6, подачу реакционной смеси из первого реактора 1А в третий реактор 1С постепенно увеличивают, подачу реакционной смеси из первого реактора 1А во второй реактор 1В постепенно уменьшают, и затем, подачу реакционной смеси из второго реактора 1В в третий реактор 1С постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу реакционной смеси во второй реактор 1В. Таким образом, второй реактор 1В переводят в нерабочее состояние, как показано на Фиг.10В.

Затем, с помощью описанного выше переключающего механизма 6, подачу перекиси в четвертый реактор 1D из линии подачи 2 постепенно увеличивают, и подачу перекиси в первый реактор 1А из линии подачи 2 постепенно уменьшают, чтобы перекрыть подачу перекиси в первый реактор 1А из линии подачи 2, как показано на Фиг. 11.

Таким образом, титаносиликат во втором реакторе 1В, находящемся в нерабочем состоянии, заменяют не дезактивированным титаносиликатом, в то время как эпоксидирование пропилена проводят (то есть вышеописанную стадию эпоксидирования проводят)в четвертом реакторе 1D, первом реакторе 1А и третьем реакторе 1С.

Как описано выше, при замене титаносиликата в каждом реакторе 1, часть реакционной смеси в линии выгрузки 3 отбирают механизмом отбора проб 5 для проверки статуса дезактивации титаносиликата (стадия отбора проб), как показано на Фиг. 1, и реактор 1 в рабочем состоянии переключают в нерабочее состояние в соответствии со статусом дезактивации.

Статус дезактивации титаносиликата можно определить по содержанию (далее также называемому «начальное содержание») заданного компонента в реакционной смеси, которую выгружают из реактора 1 вскоре после приведения в рабочее состояние, и содержанию (далее также именуемое «содержание после использования») заданного компонента в реакционной смеси, выгруженной из реактора 1, используемого в течение заданного времени после приведения в рабочее состояние. Например, статус дезактивации титаносиликата можно понять, определив активность k (в частности, активность k0 на основе начального содержания и активность ke на основе содержания после использования) титаносиликата, что будет упомянуто ниже.

При определении начального содержания и содержания после использования, клапан отбора проб 5b линии отбора проб 5а открывают, чтобы взять часть реакционной смеси в линию отбора проб 5а из линии выгрузки 3. Затем, в состоянии, когда реакционная смесь протекает в зону уплотнения 5с линии отбора проб 5а, два уплотняющих клапана 5d, 5d, закрывают, образуя плотно закрытую область. Затем берут пробу реакционной смеси из порта отбора проб зоны уплотнения 5с для определения содержания (начального содержания или содержания после использования) заданного компонента во взятой пробе реакционной смеси. Компонент, содержание которого должно быть определено, конкретно не ограничен, если он является компонентом, связанным со статусом дезактивации титаносиликата, и его примеры включают перекись. При определении содержания перекиси можно использовать известный способ, и можно использовать йодометрию или измерение с помощью инфракрасных лучей (NIR) или жидкостную хроматографию (LC) (однако, когда измеряемый образец содержит пропилен, необходимо скорректировать результат измерения на концентрацию, исключающую пропилен).

Момент переключения реактора 1 из рабочего состояния в нерабочее состояние предпочтительно приходится на время, когда коэффициент активности kе, рассчитанный по содержанию (содержанию после использования) перекиси в реакционной смеси, выгруженной из реактора 1 в рабочем состоянии, к активности k0, рассчитанной по содержанию (начальному содержанию) перекиси в реакционной смеси, выгруженной при переводе реактора 1 в рабочее состояние из нерабочего состояния, (ke/k0), становится от 1/2 до 1/50, более предпочтительно, от 1/5 до 1/20. Необходимо отметить, что активность k (описанная выше k0 и вышеописанная ke) титаносиликата определяется следующим образом.

Энергия активации Ea (кДж/моль) титаносиликата определяется построением графика Аррениуса для используемого титаносиликата.

Время контакта t рассчитывается с использованием следующего уравнения (1).

t (время)=(объем титаносиликата)/{(масса подаваемого пропилена)/ρC3' + (масса подаваемой перекиси)/ρOX + (масса подаваемого растворителя для перекиси)/ρs} ∙∙∙(1)

«Объем титаносиликата» в уравнении (1) рассчитывают по следующему уравнению (2).

Объем титаносиликата (L)=(площадь поперечного сечения реактора 1 в месте расположения слоя титаносиликата 1c) × (высота слоя титаносиликата 1c) ∙∙∙(2)

В уравнении (1) и следующих уравнениях (3) и (4) «ρ» означает плотность, и плотность перекиси ρOX (г/мл)=0,985, плотность растворителя, разбавляющего перекись ρs (г/мл)=0,886, и плотность пропилена ρС3' (г/мл)=0,367.

Молярную концентрацию А перекиси и молярную концентрацию В пропилена определяют следующими уравнениями (3) и (4).

Молярная концентрация A перекиси (моль/л)={(FOX) × (концентрация перекиси) × 1000}/{(FOX/ρOX+Fs/ρs+FC3'/ρC3') × (молекулярная масса перекиси)} ∙∙∙(3)

Молярная концентрация B пропилена (моль/л)=(FC3') × 1000/{(FOX/ρOX+Fs/ρs+FC3'/ρC3') × (молекулярная масса пропилена)} ∙∙∙(4)

В уравнениях (3) и (4) «FOX» представляет собой массу (кг) подаваемой перекиси, «Fs» представляет собой массу (кг) подаваемого растворителя, растворителя, разбавляющего перекись, и «FC3'» представляет собой массу (кг) подаваемого пропилена.

Превращение X (%) перекиси определяют по следующему уравнению (5).

Превращение X перекиси (%)={(концентрация перекиси на входе в реактор) - (концентрация перекиси на выходе из реактора)}/(концентрация перекиси на входе в реактор) × 100 ∙∙∙(5)

В уравнении (5) «вход в реактор» представляет собой зону подачи 1а, и «выход из реактора» представляет собой зону выгрузки 1b.

«Концентрация перекиси на входе в реактор» может быть получена посредством отбора пробы части реакционной смеси из зоны подачи 1а для определения содержания перекиси в отобранной реакционной смеси, или может быть получена посредством определения содержания перекиси в сырье для реакции, которое поступает из линии подачи 2.

«Концентрация перекиси на выходе из реактора» может быть получена посредством отбора пробы части реакционной смеси из линии отбора проб 5а для определения содержания перекиси в отобранной реакционной смеси.

Среднюю температуру Tav по интегрированию по формуле трапеций определяют следующим уравнением (6).

Средняя температура Tav по интегрированию по формуле трапеций={(T1+T2) × L2 + (T2+T3) × L3 + ∙∙∙+ (T(z-1) + Tz) × Lz}/2/(L2+L3+ ∙∙∙+ Lz) ∙∙∙(6)

В уравнении (6) «T1» представляет собой температуру зоны подачи 1а реактора 1.

В уравнении (6) «Tz» представляет собой температуру зоны выгрузки 1b реактора 1.

В уравнении (6) «T2, T3, ∙∙∙T(z-1)» представляют собой температуры, которые измеряются на множестве зон измерения температуры, расположенных с интервалами в направлении высоты слоя титаносиликата 1c, и высота зоны измерения температуры снижается в указанном порядке.

В уравнении (6) «L2» представляет собой длину между самой верхней частью слоя титаносиликата 1с и зоной измерения температуры, где температура равна Т2.

В уравнении (6) каждый из «L3 ∙∙∙L(z-1)» представляет собой длину между зонами измерения температуры, соседними друг другу, в вертикальном направлении в зонах измерения температуры, соответствующих «T2, T3, ∙∙∙T(z-1)», соответственно.

В уравнении (6) «Lz» представляет собой длину между самой нижней частью слоя титаносиликата 1с и зоной измерения температуры, соответствующей T(z-1).

Затем определяют активность k из вышеописанных «молярной концентрации перекиси A», «молярной концентрации пропилена B», «времени контакта t», «превращения перекиси X», «энергии активации титаносиликата Ea» и «средней температуры Tav по интегрированию по формуле трапеций» по следующему уравнению (7).

Активность k=[1/(BA) × ln{(B-AX/100)/(A-AX/100)}]/t × exp{-Ea × 1000/8,13 × (Tav+273)/(80+273)} ∙∙∙( 7)

При переключении реактора 1 в нерабочем состоянии, в котором был заменен титаносиликат, в рабочее состояние, чтобы начать подачу сырья, сырье для реакции предпочтительно подают в следующем порядке: пропилен, затем перекись. В этом случае, отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого в реактор 1, переключенного из нерабочего состояния в рабочее состояние до подачи перекиси, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе 1, переключенного из нерабочего состояния в рабочее состояние, (β/α), предпочтительно составляет от 5 до 6000, более предпочтительно от 600 до 3000. Объем титаносиликата можно определить из (площадь поперечного сечения реактора) × (высота слоя титаносиликата 1с). Объемный расход подаваемого пропилена можно рассчитать, используя массу и плотность подаваемого пропилена.

Подаваемый пропилен может содержать примеси, такие как пропан или бутан. Плотность обычно изменяется в зависимости от концентрации примесей, и вышеописанный объемный расход пропилена рассчитан при условии, что плотность составляет 0,5027 г/мл.

Кроме того, как описано выше, температура на выходе из слоя титаносиликата в реакторе 1 при подаче только пропилена в реактор 1, переключенный в рабочее состояние, предпочтительно составляет от 40 до 150°С, более предпочтительно, от 40 до 90.

Кроме того, как описано выше, температура слоя титаносиликата на выходе из реактора 1 в момент подачи перекиси после подачи пропилена в реактор 1, переключенный в рабочее состояние, предпочтительно составляет от 40 до 150°С, более предпочтительно от 80 до 140°С.

Производственное оборудование 100 по настоящему варианту осуществления, как описано выше, представляет собой установку для получения пропиленоксида, которая производит пропиленоксид посредством эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии титаносиликата, где установка включает: по меньшей мере, три реактора 1, в которых титаносиликат хранится и куда подают пропилен и перекись в качестве сырья для реакции; линию подачи, которая подает сырье для реакции, которое еще не подано в каждый реактор, в каждый реактор; линию выгрузки 3, которая соединена с каждым реактором 1 и которая выгружает реакционную смесь, содержащую пропиленоксид, из каждого реактора 1; механизм переключения 6, который способен переключать состояние каждого реактора 1 между рабочим состоянием, когда подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования, и нерабочим состоянием, когда подача сырья для реакции отключена, который способен менять реактор 1 в нерабочем состоянии по очереди, и который выполняет переключение таким образом, что только реакторы 1 в рабочем состоянии соединены гидравлически последовательно или параллельно, тем самым обеспечивая подачу сырья для реакции к реакторам 1 в рабочем состоянии; и механизм отбора проб 5, который отбирает часть реакционной смеси из каждой линии выгрузки 3, соединенной с каждым реактором 1.

В соответствии с такой конфигурацией, реакторы 1 в нерабочем состоянии меняются по очереди, и титаносиликат может быть заменен, в то время как эпоксидирование пропилена осуществляется в реакторах 1 в рабочем состоянии. Таким образом, титаносиликат может быть заменен во время образования пропиленоксида, и, следовательно, может быть эффективно получен пропиленоксид.

Кроме того, поскольку производственное оборудование включает в себя механизм для отбора проб 5, компоненты каждой реакционной смеси, выгружаемой из каждого реактора 1, могут быть определены. Таким образом, можно понять снижение активности титаносиликата (состояние дезактивации), и, следовательно, можно легко определить время замены титаносиликата для каждого реактора 1.

Кроме того, производственное оборудование 100 по настоящему варианту осуществления включает в себя соединительную линию 4, которая гидравлически соединяет реакторы 1 друг с другом и подает реакционную смесь, которая выгружается из одного из соединенных реакторов 1 и которая содержит сырье для реакции, в другой реактор 1, и механизм переключения 6 соединяет только реакторы 1 в рабочем состоянии последовательно соединительной линией или линиями 4.

В соответствии с такой конфигурацией, только реакторы 1 в рабочем состоянии могут быть соединены последовательно соединительной линией 4. Таким образом, сырье для реакции подается в реакторы 1 в рабочем состоянии и, таким образом, поступает во множество реакторов 1, и поэтому образование пропиленоксида может быть эффективно осуществлено.

Кроме того, каждый реактор 1 включает в себя: зону подачи 1а, в которую подается сырье для реакции; и зону выгрузки 1b, из которой выгружается реакционная смесь, и производственное оборудование 100 включает термометры, которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи 1а и зоны выгрузки 1b, соответственно.

В настоящем документе, реакция эпоксидирования между перекисью и пропиленом является экзотермической реакцией. Следовательно, уменьшение разницы температур между зоной выгрузки 1b и зоной подачи 1а указывает на снижение активности титаносиликата. Поэтому снижение активности титаносиликата можно определить по температурам, измеренным термометрами.

Кроме того, каждый реактор 1 включает в себя слой титаносиликата 1с, образованный хранящимся титаносиликатом, и производственное оборудование 100 включает термометр, который измеряет внутреннюю температуру слоя титаносиликата 1с.

Как описано выше, реакция эпоксидирования между перекисью и пропиленом является экзотермической реакцией. Следовательно, уменьшение разницы температур между зоной выгрузки 1b и зоной подачи 1а указывает на снижение активности титаносиликата. Поэтому снижение активности титаносиликата можно определить по температуре, измеренной термометром.

Кроме того, каждый реактор 1 включает в себя: зону подачи 1а, в которую подается сырье для реакции; и зону выгрузки 1b, которая выгружает реакционную смесь, и производственное оборудование 100 включает в себя манометры, которые измеряют внутреннее давление в зоне подачи 1а и зоне выгрузки 1b, соответственно.

В соответствии с такой конфигурацией, изменения потери давления титаносиликата могут быть зафиксированы по давлениям, измеренным манометрами. Определяя увеличение потери давления из-за измельчения катализатора, засорения материала или подобного с помощью манометров, можно предотвратить выход из строя оборудования, такого как насос, который используется для подачи сырья для реакции. Момент переключения реактора в случае, когда снижение активности титаносиликата не является причиной переключения, легко определить по манометрам.

Кроме того, в производственном оборудовании 100 по настоящему варианту осуществления, по меньшей мере, три реактора 1 имеют приблизительно одинаковый размер.

Производственное оборудование 100 работает при переключении реактора 1 в нерабочее состояние и реактора 1 в рабочее состояние, поэтому при разных размерах реакторов 1 регулировка времени удержания и температуры затруднена, следовательно, сложно контролировать операцию, но когда размеры реакторов 1 являются приблизительно одинаковыми, контролируемость операции может быть улучшена.

Кроме того, каждый реактор 1 имеет цилиндрическую форму, и когда внутренний диаметр реактора 1 принимается равным D (м), и высота реактора 1 принимается равной L (м), L/D составляет от 0,5 до 20.

В соответствии с такой конфигурацией, поскольку L/D находится в вышеописанных диапазонах, подавляется отклонение потока жидкости в слое титаносиликата, и, следовательно, может подавляться снижение эффективности образования пропиленоксида из-за отклонения потока.

Кроме того, каждый реактор 1 включает клапан сброса давления, способный сбрасывать внутреннее давление.

В соответствии с такой конфигурацией, поскольку каждый реактор 1 включает клапан сброса давления, давление в реакторе 1 может быть сброшено за пределами реактора 1, даже если давление в реакторе 1 увеличивается до непреднамеренного давления. Тем самым можно предотвратить поломку реактора 1 или снижение эффективности образования пропиленоксида, вызванное внутренним давлением реактора 1.

Кроме того, механизм отбора проб 5 включает в себя линию отбора проб 5а, которая ответвляется от каждой линии выгрузки 3, соединенной с каждым реактором 1, и которая забирает часть реакционной смеси, где внутренний диаметр линии отбора проб 5а меньше внутреннего диаметра линии выгрузки 3, к которой подсоединяется линия отбора проб 5а.

В соответствии с такой конфигурацией, поскольку внутренний диаметр линии для отбора проб 5а меньше внутреннего диаметра линии выгрузки 3, к которой подсоединена линия для отбора проб 5а, расход реакционной смеси, протекающей по линии для отбора проб 5а, меньше, чем расход реакционной смеси, протекающей в линии выгрузки 3, и поэтому отбор проб может быть выполнен более безопасно, чем отбор реакционной смеси из линии выгрузки 3.

Кроме того, линия отбора проб 5а включает в себя зону уплотнения 5с, способную образовывать плотно закрытую область для удерживания реакционной смеси, и имеет отверстие для отбора проб на зоне уплотнения 5с.

В соответствии с такой конфигурацией, поскольку отверстие для отбора проб расположено в зоне уплотнения 5с, включенной в линию отбора проб 5а, можно взять пробу реакционной смеси, удерживаемой в зоне уплотнения 5с. Следовательно, отбор проб может быть выполнен более безопасно, чем отбор проб из реакционной смеси, протекающей по линии отбора проб 5а.

Кроме того, титаносиликат, предпочтительно, представляет собой силилированный титаносиликат.

В соответствии с такой конфигурацией, поверхность титаносиликата становится гидрофобной за счет силилирования, и поэтому пропилен, являющийся сырьем для реакции, легко диффундирует в титаносиликат, так что скорость реакции повышается.

Кроме того, титаносиликат предпочтительно представляет собой титаносиликат, силилированный 1,1,1,3,3,3-гексаметилдисилазаном.

1,1,1,3,3,3-Гексаметилдисилазан является относительно недорогим и простым в обращении силилирующим агентом, поэтому силилированный титаносиликат можно получить относительно недорого и легко.

Кроме того, перекись может быть органической перекисью.

Кроме того, органическая перекись может быть, по меньшей мере, выбрана из группы, состоящей из гидроперекиси кумола, гидроперекиси этилбензола и гидроперекиси трет-бутила.

Способ получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления представляет собой способ получения пропиленоксида с использованием установки для получения пропиленоксида, описанной выше, и повторением (1) первой стадии замены титаносиликата в реакторе 1 в нерабочем состоянии при одновременной подаче сырья для реакции в реакторы 1 в рабочем состоянии и проведение эпоксидирования, и (2) второй стадии переключения реактора 1 из нерабочего состояния, в котором был произведен обмен титаносиликата, в рабочее состояние, и переключения одного или нескольких реакторов 1 из множества реакторов 1 из рабочего состояния в нерабочее состояние с помощью механизма переключения 6, и подачи сырья для реакции в реакторы 1 в рабочем состоянии и проведения эпоксидирования, тем самым проводя эпоксидирование при изменении реактора 1, находящегося в нерабочем состоянии, по очереди, для замены титаносиликата, и способ дополнительно включает (3) стадию отбора проб из зоны отбора проб с помощью механизма для отбора проб 5 и проверку состояния дезактивации титаносиликата.

В соответствии с такой конфигурацией, выполняя описанные выше первую стадию и вторую стадию, реактор 1 в нерабочем состоянии заменяется по очереди, и титаносиликат может быть заменен, в то время как проводится эпоксидирование пропилена в реакторах 1 в рабочем состоянии. Таким образом, титаносиликат может быть заменен во время образования пропиленоксида, и, следовательно, может быть эффективно получен пропиленоксид.

Кроме того, поскольку способ получения включает стадию отбора проб, компоненты каждой реакционной смеси, выгружаемой из каждого реактора 1, могут быть определены. Таким образом, можно определить снижение активности титаносиликата (состояние дезактивации), и, следовательно, можно легко определить время замены титаносиликата для каждого реактора 1.

Способ получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления представляет собой способ получения пропиленоксида с использованием установки для получения пропиленоксида, описанной выше, и повторения

(1) первой стадии замены титаносиликата в реакторе 1 в нерабочем состоянии при последовательном соединении только реакторов 1 в рабочем состоянии соединительной линией или линиями 4 и подачи исходных материалов реакции в реакторы 1 в рабочем состоянии и выполнение эпоксидирования, и

(2) второй стадии переключения реактора 1 в нерабочем состоянии, в котором титаносиликат был заменен, в рабочее состояние, переключения одного или нескольких реакторов 1 из множества реакторов 1 в рабочем состоянии в нерабочее состояние, соединяя последовательно только реакторы 1 в рабочем состоянии соединительной линией или линиями 4, и подавая сырье для реакции в реакторы 1 в рабочем состоянии с помощью переключающего механизма 6 и проводя эпоксидирование, тем самым проводя эпоксидирование при переводе реактора 1 в нерабочее состояние по очереди для замены титаносиликата, и способ дополнительно включает

(3) стадию отбора проб части реакционной смеси с помощью механизма отбора проб 5 и проверки статуса дезактивации титаносиликата.

В соответствии с такой конфигурацией, поскольку способ получения включает первую стадию и вторую стадию, по меньшей мере, два реактора 1 в рабочем состоянии соединены последовательно соединительной линией 4, сырье для реакции подается, по меньшей мере, в один реактор 1 в рабочем состоянии из линии подачи 2, и сырье для реакции подается, по меньшей мере, в один реактор 1 в рабочем состоянии из соединительной линии 4, где пропилен, являющийся сырьем для реакции, проходит через множество реакторов 1 и эпоксидируется, и, следовательно, можно эффективно производить пропиленоксид.

Кроме того, поскольку способ получения включает стадию отбора проб, компоненты каждой реакционной смеси, выгружаемой из каждого реактора 1, могут быть определены. Таким образом, можно определить снижение активности титаносиликата (состояние дезактивации), и, следовательно, можно легко определить время замены титаносиликата для каждого реактора 1.

В способе получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления, время переключения одного или нескольких реакторов 1 в нерабочее состояние на второй стадии предпочтительно определяется в соответствии со статусом дезактивации титаносиликата.

В соответствии с такой конфигурацией, посредством определения времени переключения одного или нескольких реакторов 1 в нерабочее состояние на второй стадии в соответствии со статусом дезактивации титаносиликата, проверенным на стадии отбора проб, время замены титаносиликата можно легко определить для каждого реактора 1.

Способ получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления может включать стадию выделения спирта из реакционной смеси.

В способе получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления, вторая стадия включает первую стадию подачи, заключающуюся в переключении реактора 1 из нерабочего состояния, в котором был произведен обмен титаносиликата, в рабочее состояние и подачи сырья для реакции в следующем порядке: пропилен, затем перекись, и на первой стадии подачи, отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до момента подачи перекиси в реактор 1, переключенный из нерабочего состояния в рабочее состояние, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе 1, переведенном из нерабочего состояния в рабочее состояние, (β/α), предпочтительно, устанавливается от 5 до 6000, более предпочтительно, от 600 до 3000.

В соответствии с такой конфигурацией, на стадии превращения спирта при превращении спирта, полученного посредством выделения из реакционной смеси, полученной на стадии эпоксидирования, в другое соединение, можно увеличить превращение спирта.

В способе получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления, температура слоя титаносиликата на выходе из реактора 1, при подаче перекиси в реакторы 1 и переключении реактора 1 из нерабочего состояния в рабочее состояние на первой стадии подачи, предпочтительно, установлена на уровне от 40 до 150°С.

В соответствии с такой конфигурацией, температура слоя титаносиликата на выходе, предпочтительно, составляет 40°С или выше с точки зрения обеспечения эффективного протекания реакции эпоксидирования. Температура на выходе слоя титаносиликата, предпочтительно, составляет 150°С или ниже с точки зрения подавления образования побочного продукта в реакции эпоксидирования. Примеры побочного продукта включают вещества, образующиеся при разложении перекиси, и вещества, полученные при превращении пропиленоксида, который является продуктом.

В способе получения пропиленоксида по настоящему варианту осуществления, температура титаносиликата на выходе из реактора 1 предпочтительно установлена на уровне от 40 до 150°С во время подачи в реактор 1 только пропилена на первой стадии подачи.

В соответствии с такой конфигурацией, можно предотвратить испарение пропилена в реакторе 1 и повысить тепловую эффективность.

Следует отметить, что установка для получения пропиленоксида и способ получения пропиленоксида по настоящему изобретению не ограничены вышеописанным вариантом осуществления, в пределах которого могут быть выполнены различные модификации без отклонения от сути настоящего изобретения. Кроме того, конфигурации, способы и подобные, отличные от описанных выше, могут быть произвольно приняты и объединены, и конфигурация, способ и подобные одного варианта осуществления, описанного выше, могут быть применены к конфигурациям, способам и подобным в других вариантах осуществления.

Например, в вышеописанном варианте осуществления, все реакторы 1 в рабочем состоянии сконфигурированы таким образом, чтобы быть соединенными последовательно соединительной линией или линиями 4 и проводить стадию эпоксидирования, но настоящее изобретение не ограничено ими, и, например, как показано на Фиг. 12А, все реакторы 1 в рабочем состоянии могут быть сконфигурированы таким образом, чтобы быть соединенными параллельно (другими словами, в состоянии соединения, в котором реакционная смесь не подается из одного реактора 1 в другой реактор 1).

Кроме того, в вышеописанном варианте осуществления, все из множества реакторов в рабочем состоянии сконфигурированы таким образом, чтобы они были соединены последовательно соединительной линией или линиями 4 и проводили стадию эпоксидирования, но настоящее изобретение не ограничено ими, и, например, как показано на Фиг. 12В - Фиг. 13В, множество реакторов в рабочем состоянии может быть сконфигурировано таким образом, что зоны, где реакторы 1 соединены последовательно соединительной линией или линиями 4, и зоны, где реакторы 1 соединены параллельно соединительной линией или линиями 4, смешаны.

Далее, в вышеописанном варианте осуществления, все реакторы 1 сконфигурированы таким образом, чтобы иметь примерно одинаковые размеры, но настоящее изобретение не ограничено ими, и, например, все реакторы 1 могут быть сконфигурированы таким образом, что все реакторы 1 имеют разные размеры.

Кроме того, в вышеописанном варианте осуществления, подача сырья для реакции в каждый реактор 1 осуществляется по одной из линий подачи 2 и соединительных линий 4 на стадии эпоксидирования, но настоящее изобретение не ограничено ими, и например, подача сырья для реакции в реактор 1 может осуществляться как из линии подачи 2, так и из соединительной линии 4.

Кроме того, в вышеописанном варианте осуществления, отверстие для отбора проб предусмотрено на линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, но настоящее изобретение не ограничено ими, и, например, конфигурация может быть выполнена таким образом. что отверстие для отбора проб предусмотрено на самой линии выгрузки 3 для отбора проб реакционной смеси непосредственно из линии выгрузки 3.

Кроме того, в вышеописанном варианте осуществления, конкретный реактор 1 сконфигурирован таким образом, чтобы быть первым реактором 1 среди множества реакторов 1, соединенных последовательно, но настоящее изобретение не ограничено ими, и, например, любой реактор из множества реакторов 1 может быть установлен в качестве основного реактора 1 среди множества реакторов 1, соединенных последовательно в производственном оборудовании 100.

ПРИМЕРЫ

Далее настоящее изобретение будет более подробно описано с помощью рабочих примеров и экспериментальных примеров, но настоящее изобретение не ограничено следующими рабочими примерами и экспериментальными примерами.

[Тест 1]

1. Используемые производственные мощности и материалы

•Реакторы 1: используют пять реакторов 1 в вышеописанном варианте осуществления.

•Раствор перекиси: раствор кумола (CUM), содержащий гидроперекись кумола (CMHP).

• Раствор пропилена

2. Рабочий пример 1

В рабочем примере 1, состояния соединения между реакторами 1 переключают в следующем порядке: работа с четырьмя реакторами, показанная на Фиг. 14А, работа с пятью реакторами, показанная на Фиг. 15С, и работа с четырьмя реакторами, показанная на Фиг. 16. В частности, состояния соединения следующие.

<Работа с четырьмя реакторами>

Как показано на Фиг. 14А, один из пяти реакторов 1 переводят в нерабочее состояние, и четыре реактора 1 переводят в рабочее состояние и последовательно соединяют соединительными линиями 4. Затем раствор CUM и раствор пропилена подают в первый или самый передний реактор 1 и проводят стадию эпоксидирования, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из линий отбора проб 5а, ответвляющейся от линий выгрузки 3, которые соединены с реакторами 1, соответствующими третьему реактору 1 и четвертому реактору 1 из последовательно соединенных реакторов 1, и принимающей часть реакционной смеси.

Необходимо отметить, что отношение (внешний диаметр линии выгрузки 3)/(внешний диаметр линии отбора проб 5а) равен 13.

Превращение СМНР в третьем реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 98,1%. Кроме того, превращение СМНР в четвертом реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 99,3%.

<Работа с тремя реакторами>

Реактор 1, соответствующий четвертому реактору 1 из четырех работающих реакторов, отрезают от других реакторов 1 для переключения четвертого реактора 1 в нерабочее состояние, как показано на Фиг. 17В. Затем раствор CUM и раствор пропилена подают в первый реактор 1 и проводят стадию эпоксидирования, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, соединенной с реактором 1, соответствующей третьему реактору 1 из реакторов 1, соединенных последовательно, и принимающей часть реакционной смеси.

Превращение CMHP в четвертом реакторе 1 в пересчете на CMHP, подаваемый в первый реактор 1, составляет 98,1% (см. Таблицу 1 ниже).

<Операция с четырьмя реакторами>

Как показано на Фиг. 17С, реактор 1 в нерабочем состоянии переключают в рабочее состояние, и четыре реактора 1 в рабочем состоянии соединяют последовательно соединительными линиями 4 таким образом, что реактор 1 в нерабочем состоянии, переключенный в рабочее состояние, используют в качестве четвертого реактора 1. Затем в первый реактор 1 подают раствор CUM и раствор пропилена и проводят стадию эпоксидирования, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, соединенной с реактором 1, соответствующей четвертому реактору 1 из реакторов 1, соединенных последовательно, и принимающей часть реакционной смеси.

Превращение СМНР в четвертом реакторе 1 в пересчете наСМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 99,9%. Кроме того, превращение СМНР в пятом реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 100,0% (см. Таблицу 1 ниже).

<Работа с четырьмя реакторами>

Как показано на Фиг. 16, реактор 1, соответствующий четвертому реактору 1 из пяти работающих реакторов 1, отрезан от других реакторов 1 для переключения реактора 1 в нерабочее состояние, и переключение производят таким образом, что реакционную смесь, выгруженную из третьего реактора 1, подают в пятый реактор 1, и, таким образом, пятый реактор 1 используют в качестве четвертого реактора 1. Затем раствор CUM и раствор пропилена подают в первый реактор 1, и стадию эпоксидирования проводят, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирали из линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, соединенной с реактором 1, соответствующей четвертому реактору 1 из реакторов 1, соединенных последовательно, и принимающей часть реакционной смеси.

Превращение СМНР в четвертом реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 99,9%.

3. Рабочий пример 2

В рабочем примере 2, состояния соединения между реакторами 1 переключают в следующем порядке: работа с четырьмя реакторами, показанная на Фиг. 17А, работа с тремя реакторами, показанная на Фиг. 17В, и работа с четырьмя реакторами, показанная на Фиг. 17С. В частности, состояния соединения являются следующие.

<Работа с четырьмя реакторами>

Как показано на Фиг. 17А, четыре реактора 1 в рабочем состоянии соединены последовательно соединительными линиями 4. Затем раствор CUM и раствор пропилена подают в первый реактор 1 и проводят стадию эпоксидирования, как в описанном выше варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (PO).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из пробоотборных линий 5а, ответвляющихся от линий выгрузки 3, соединенных с реакторами 1, соответствующими третьему реактору 1 и четвертому реактору 1 из последовательно соединенных реакторов 1, и принимающей часть реакционной смеси.

Необходимо отметить, что отношение (внешний диаметр линии выгрузки 3)/(внешний диаметр линии отбора проб 5а) равен 13.

Превращение СМНР в третьем реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 98,1%. Кроме того, превращение СМНР в четвертом реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 99,3%.

<Работа с тремя реакторами>

Реактор 1, соответствующий четвертому реактору 1 из четырех работающих реакторов, отрезают от других реакторов 1 для переключения четвертого реактора 1 в нерабочее состояние, как показано на Фиг. 17В. Затем раствор CUM и раствор пропилена подают в первый реактор 1 и проводят стадию эпоксидирования, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, соединенной с реактором 1, соответствующей третьему реактору 1 из реакторов 1, соединенных последовательно, и принимающей часть реакционной смеси.

Превращение CMHP в четвертом реакторе 1 в пересчете на CMHP, подаваемый в первый реактор 1, составляет 98,1% (см. Таблицу 1 ниже).

<Операция с четырьмя реакторами>

Как показано на Фиг. 17С, реактор 1 в нерабочем состоянии переключают в рабочее состояние, и четыре реактора 1 в рабочем состоянии соединяют последовательно соединительными линиями 4 таким образом, что реактор 1 в нерабочем состоянии, переключенный в рабочее состояние, используют в качестве второго реактора 1. Затем в первый реактор 1 подают раствор CUM и раствор пропилена и проводят стадию эпоксидирования, как в вышеописанном варианте осуществления, и таким образом получают пропиленоксид (РО).

Кроме того, пробы реакционной смеси отбирают из линии отбора проб 5а, ответвляющейся от линии выгрузки 3, соединенной с реактором 1, соответствующей четвертому реактору 1 из реакторов 1, соединенных последовательно, и принимающей часть реакционной смеси.

Превращение СМНР в четвертом реакторе 1 в пересчете на СМНР, подаваемый в первый реактор 1, составляет 99,9%.

[Таблица 1]

Превращение СМНР Рабочий пример 1
(при работе с пятью реакторами) 100% Рабочий пример 2
(при работе с тремя реакторами) 98%

[Тест 2]

<Превращение кумилового спирта (CMA) и превращение α-метилстирола (AMS)>

= Экспериментальный пример 1 =

1. Стадия реакции эпоксидирования

Металлический реактор (металлический реактор включает защитную трубку с наружным диаметром 6 мм, где защитная трубка включает термометр в ней) с внутренним диаметром 16 мм заполняют катализатором (3,5 г или 10 мл титаносиликата, приготовленного в соответствии с Примером 1 в JP 2004-195379 А). Катализатор удерживают в виде неподвижного слоя, имеющего длину заполнения 6 см.

Пропилен подают со скоростью 0,8 г/мин одновременно с началом нагрева реактора в электропечи. Давление в реакторе повышают подачей пропилена, и PCV (регулятор расхода) на выходе регулируют таким образом, чтобы давление стало 6 МПа-изб. Температура слоя катализатора на выходе через 60 минут достигает 120°С. После этого, температуру электропечи регулируют таким образом, чтобы температура слоя катализатора на выходе составляла 120°С, и пропилен подают в течение всего 406 минут. Соотношение объема пропилена подаваемого в это время/объема титаносиликата составляет 64,6.

После этого, подают 3% масс. CMHP/CUM/CMA со скоростью 2,25 г/мин. Температура на выходе слоя катализатора через 60 минут после начала подачи 3% масс. CMHP/CUM/CMA составляет 130°С. После этого реакцию продолжают в течение 4 часов, и операцию проводят, пока температуру на выходе слоя катализатора доходит до 130°С.

Весь объем раствора от начала подачи 3% масс. CMHP/CUM/CMA до прекращения подачи восстанавливают. Масса восстановленного раствора составляет 506 г.

Проводят титрование HPO и обнаруживают, что концентрация CMHP составляет 0,06%.

2. Стадия простой дистилляции

В колбу загружают 490 г раствора, полученного на стадии реакции эпоксидирования. К колбе присоединяют холодильник Либиха для охлаждения дистиллируемого раствора и устанавливают приемник для сбора дистиллята. Температуру холодильника Либиха устанавливают на -5°С. Колбу, в которую загружают реакционный раствор, погружают в масляную баню и нагревают, и температуру масляной бани повышают до тех пор, пока температура реакционного раствора не достигнет 160°С. Когда температура достигает 160°С, температуру поддерживают в течение 20 минут, после чего колбу снимают с масляной бани. Раствор в колбе охлаждают естественным образом, после чего восстанавливают раствор, охлажденный почти до комнатной температуры, и обнаруживают, что его вес составляет 477 г. Доля дистиллята в загружаемом растворе составляет 2,7%.

3. Стадия дегидратации и гидрирования

Металлический реактор (металлический реактор включает защитную трубку с наружным диаметром 3 мм, где защитная трубка включает термометр внутри нее) с внутренним диаметром 14 мм заполняют катализатором (масса катализатора 3,0 г, катализатор содержит оксид алюминия и 0,05% масс. палладия). Способ удерживания катализатора представляет собой неподвижный слой.

В реактор подают жидкий кумол для заполнения реактора жидким кумолом. После этого реактор нагревают в электрической печи таким образом, чтобы температура входной части слоя катализатора достигла 220°С, в это время в реактор подают газообразный азот и жидкий кумол со скоростью 84 Нмл/мин и 24 г/час, соответственно. После того как температура входной зоны слоя катализатора стабилизируется на уровне 220°С, газообразный азот переключают на водородсодержащий газ для подачи водородсодержащего газа со скоростью 72 Нмл/мин. Раствор, полученный на стадии простой перегонки, подают в качестве исходного раствора вместо жидкого кумола в реактор со скоростью 24 г/ч посредством переключения линий подачи жидкости по существу одновременно с переключением на водородсодержащий газ. Жидкость (реакционный раствор), выгруженную из реактора между 165 и 180 минутами после начала подачи газообразного водорода, восстанавливают. Концентрации кумилового спирта и α-метилстирола анализируют с помощью газовой хроматографии для каждого исходного раствора и реакционного раствора.

Превращение кумилового спирта и превращение α-метилстирола, рассчитанное по концентрациям кумилового спирта и концентрациям α-метилстирола в исходном растворе и реакционном растворе, составляет 33% и 79%, соответственно. В таблице 2 представлены результаты анализа. Необходимо отметить, что средняя температура слоя катализатора, измеренная во время восстановления реакционного раствора, составляет 224°С.

Необходимо отметить, что превращение кумилового спирта и превращение α-метилстирола рассчитывают по следующему уравнению (10) и уравнению (11).

Превращение кумилового спирта={(концентрация кумилового спирта в исходном растворе) - (концентрация кумилового спирта в реакционном растворе)}/(концентрация кумилового спирта в исходном растворе) × 100 ∙∙∙(10)

Превращение α-метилстирола={(концентрация кумилового спирта в исходном растворе) - (концентрация кумилового спирта в реакционном растворе) + (концентрация α-метилстирола в исходном растворе) - (концентрация α-метилстирола в реакционном растворе)}/{(концентрация кумилового спирта в исходном растворе) - (концентрация кумилового спирта в реакционном растворе) + (концентрация α-метилстирола в сырьевом растворе)} × 100 ∙∙∙(11)

= Экспериментальный пример 2 =

1. Стадия реакции эпоксидирования

Используют титаносиликат в количестве 3,5 г, и реактор заполняют титаносиликатом при тех же условиях, что и в Экспериментальном примере 1.

Пропилен подают со скоростью 0,8 г/мин одновременно с началом нагрева реактора в электропечи. Давление в реакторе повышают подачей пропилена, и PCV (регулятор расхода) на выходе регулируют таким образом, чтобы давление стало 6 МПа-изб. Температура слоя катализатора на выходе через 10 минут достигает 40°С. После этого температуру электропечи регулируют таким образом, чтобы температура слоя катализатора на выходе составляла 40°С, и пропилен подают в течение всего 405 минут. Соотношение объема поставляемого в это время пропилена/объема титаносиликата составляет 64,5. За исключением описанного выше, стадию реакции эпоксидирования проводят тем же способом, что и в экспериментальном примере 1.

Масса восстановленного раствора составляет 513 г.

Для восстановленного раствора проводят титрование HPO и обнаруживают, что концентрация CMHP составляет 0,14%.

2. Стадия простой дистилляции

В колбу загружают 485 г раствора, полученного на стадии реакции эпоксидирования. К колбе присоединяют холодильник Либиха для охлаждения отгоняемого раствора и устанавливают приемник для сбора дистиллята. Температуру холодильника Либиха устанавливают на -5°С. Колбу, в которую загружают реакционный раствор, погружают в масляную баню и нагревают, и температуру масляной бани повышают до тех пор, пока температура реакционного раствора не достигнет 160°С. Когда температура достигает 160°С, температуру поддерживают в течение 15 минут, после чего колбу снимают с масляной бани. Раствор в колбе охлаждают естественным образом, и затем восстанавливают раствор, охлажденный почти до комнатной температуры, и обнаруживают, что его вес составляет 471 г. Доля дистиллята в загружаемом растворе составляет 2,9%.

3. Стадия дегидратации и гидрирования

Стадию дегидратации и гидрирования выполняют в тех же условиях, что и в Экспериментальном примере 1. Затем жидкость (реакционный раствор), выгруженную из реактора между 165 и 180 минутами после начала подачи газообразного водорода, восстанавливают. Концентрации кумилового спирта и α-метилстирола в исходном растворе и реакционном растворе анализируют таким же образом, как в Экспериментальном примере 1. Превращение кумилового спирта и превращение α-метилстирола рассчитывают по концентрациям кумилового спирта и концентрации α-метилстирола в исходном растворе и реакционном растворе составляет 32% и 79%, соответственно. Средняя температура слоя катализатора, измеренная во время извлечения реакционного раствора, составляет 225°С.

= Экспериментальный пример 3 =

1. Стадия реакции эпоксидирования

Используют титаносиликат в количестве 3,6 г, и реактор заполняют титаносиликатом при тех же условиях, что и в Экспериментальном примере 1.

Пропилен подают со скоростью 0,8 г/мин одновременно с началом нагрева реактора в электропечи. Давление в реакторе повышают подачей пропилена, и PCV (регулятор расхода) на выходе регулируют таким образом, чтобы давление стало 6 МПа-изб. Когда пропилен подают в течение 26 минут, температура слоя катализатора на выходе достигает 93°С. Отношение объема подаваемого в это время пропилена/объема титаносиликата составляет 4,1. После этого, подают 3% масс. CMHP/CUM/CMA со скоростью 2,25 г/мин. Время начала подачи 3% масс. CMHP/CUM/CMA определяют как начало реакции 0 мин.

По прошествии 60 минут с начала подачи 3% масс. CMHP/CUM/CMA, температура слоя катализатора на выходе составляет 130°С. Температуру электропечи регулируют таким образом, чтобы температура слоя катализатора на выходе составляла 130°С, и реакцию проводят в течение 4 часов.

Восстанавливают весь объем раствора от начала подачи 3% масс. CMHP/CUM/CMA до прекращения подачи. Масса извлеченного раствора составляет 540 г. Для восстановленного раствора проводят титрование HPO и обнаруживают, что концентрация CMHP составляет 0,08%.

2. Стадия простой дистилляции

В колбу загружают 519 г раствора, полученного на стадии реакции эпоксидирования. К колбе присоединяют холодильник Либиха для охлаждения отгоняемого раствора и устанавливают приемник для сбора дистиллята. Температуру холодильника Либиха устанавливают на -5°С. Колбу, в которую загружают реакционный раствор, погружают в масляную баню и нагревают, и температуру масляной бани повышают до тех пор, пока температура реакционного раствора не достигнет 161°С. Когда температура достигает 161°С, температуру поддерживают в течение 20 минут, после чего колбу снимают с масляной бани. Раствор в колбе охлаждают естественным образом, и затем восстанавливают раствор, охлажденный почти до комнатной температуры, и обнаруживают, что его вес составляет 507 г. Доля дистиллята в загружаемом растворе составляет 2,3%.

3. Стадия дегидратации и гидрирования

Стадию дегидратации и гидрирования выполняют в тех же условиях, что и в Экспериментальном примере 1. Затем жидкость (реакционный раствор), выгруженную из реактора между 165 и 180 минутами после начала подачи газообразного водорода, восстанавливают. Концентрации кумилового спирта и α-метилстирола в исходном растворе и реакционном растворе анализируют таким же образом, как в Экспериментальном примере 1. Превращение кумилового спирта и превращение α-метилстирола рассчитывают по концентрациям кумилового спирта и концентрации α-метилстирола в исходном растворе и реакционном растворе составляет 27% и 64%, соответственно. Средняя температура слоя катализатора, измеренная во время извлечения реакционного раствора, составляет 223°С.

[Таблица 2]

Экспериментальный пример 1 Экспериментальный пример 2 Экспериментальный пример 3 Превращение кумилового спирта 33% 32% 27% Превращение α-метилстирола 79% 79% 64%

<Вывод>

Отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси в реактор, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе, (β/α) на стадии реакции эпоксидирования составляет «64,6» в Экспериментальном примере 1, «64,5» в Экспериментальном примере 2 и «4,1» в Экспериментальном примере 3. Как видно из таблицы 2 выше, превращение кумилового спирта и превращение α-метилстирола выше в Экспериментальных примерах 1 и 2, чем в Экспериментальном примере 3. То есть, проводя стадию реакции эпоксидирования, устанавливая соотношение равным 5 или более, соответствующие превращения на стадиях дегидратации и гидрирования могут быть улучшены.

ПЕРЕЧЕНЬ ССЫЛОЧНЫХ ЗНАКОВ

1: Реактор

1a: Зона подачи

1b: Зона выгрузки

1c: Слой титаносиликата

2: Линия подачи

3: Линия разгрузки

4: Соединительная линия

5: Механизм отбора проб

5а: Линия отбора проб

5b: Клапан отбора проб

5c: Зона уплотнения

5d: Запорный клапан

6: Механизм переключения

6а: Переключающий клапан

10: Зона реакции эпоксидирования

100: Производственное оборудование

Настоящее изобретение относится к установке для получения пропиленоксида посредством эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии титаносиликата, а также к вариантам способа получения пропиленоксида. Предлагаемая установка включает по меньшей мере три реактора, выполненных с возможностью хранения титаносиликата и подачи в них в качестве сырья для реакции пропилена и перекиси, линию подачи, выполненную с возможностью подачи сырья для реакции, которое еще не подано в каждый реактор, в каждый реактор, и линию выгрузки, которая соединена с каждым реактором и выполнена с возможностью выгрузки реакционной смеси, содержащей пропиленоксид, из каждого реактора. Также установка включает механизм переключения, выполненный с возможностью переключения состояния каждого реактора между рабочим состоянием, при котором подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования, и нерабочим состоянием, при котором подача сырья для реакции отключена, выполненный с возможностью менять реактор в нерабочем состоянии по очереди, а также выполненный с возможностью выполнения переключения таким образом, что только реакторы в рабочем состоянии соединены гидравлически, последовательно или параллельно, с обеспечением подачи сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии. Кроме того, установка включает механизм отбора проб, выполненный с возможностью отбора части реакционной смеси из каждой линии выгрузки, соединенной с каждым реактором. При этом каждый реактор содержит зону подачи, в которую подается сырье для реакции, и зону выгрузки, из которой выгружается реакционная смесь, и дополнительно содержит термометры, которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи и зоны выгрузки соответственно. Технический результат - создание установки и способа получения пропиленоксида, с помощью которых можно легко определить время замены катализатора для каждого реактора. 3 н. и 17 з.п. ф-лы, 32 ил., 2 табл., 3 пр.

1. Установка для получения пропиленоксида, выполненная с возможностью получения пропиленоксида посредством эпоксидирования пропилена с использованием перекиси в присутствии титаносиликата, где установка включает:

по меньшей мере три реактора, выполненных с возможностью хранения титаносиликата и подачи в них в качестве сырья для реакции пропилена и перекиси;

линию подачи, выполненную с возможностью подачи сырья для реакции, которое еще не подано в каждый реактор, в каждый реактор;

линию выгрузки, которая соединена с каждым реактором и выполнена с возможностью выгрузки реакционной смеси, содержащей пропиленоксид, из каждого реактора;

механизм переключения, выполненный с возможностью переключения состояния каждого реактора между рабочим состоянием, при котором подается сырье для реакции и проводится реакция эпоксидирования, и нерабочим состоянием, при котором подача сырья для реакции отключена, выполненный с возможностью менять реактор в нерабочем состоянии по очереди и выполненный с возможностью выполнения переключения таким образом, что только реакторы в рабочем состоянии соединены гидравлически, последовательно или параллельно, с обеспечением подачи сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии; и

механизм отбора проб, выполненный с возможностью отбора части реакционной смеси из каждой линии выгрузки, соединенной с каждым реактором,

где каждый реактор содержит:

зону подачи, в которую подается сырье для реакции; и

зону выгрузки, из которой выгружается реакционная смесь, и

дополнительно содержит термометры, которые измеряют внутреннюю температуру зоны подачи и зоны выгрузки соответственно.

2. Установка по п.1, дополнительно содержащая соединительную линию, которая гидравлически соединяет реакторы друг с другом и которая подает реакционную смесь, выгруженную из одного из соединенных реакторов, в другой реактор, где реакционная смесь содержит сырье для реакции, где

механизм переключения соединяет только реакторы в рабочем состоянии, последовательно, соединительной линией или линиями.

3. Установка по любому из пп.1, 2, в которой

каждый реактор содержит слой титаносиликата, образованный хранящимся титаносиликатом, и

установка дополнительно содержит термометр, который измеряет внутреннюю температуру слоя титаносиликата.

4. Установка по любому из пп.1-3, в которой

каждый реактор содержит зону подачи, в которую подается сырье для реакции; и зону выгрузки, из которой выгружают реакционную смесь, и

установка дополнительно содержит манометры, которые измеряют внутреннее давление в зоне подачи и зоне выгрузки соответственно.

5. Установка по любому из пп.1-4, в которой по меньшей мере три реактора имеют по существу одинаковый размер.

6. Установка по любому из пп.1-5, в которой каждый реактор имеет цилиндрическую форму, и, когда внутренний диаметр реактора принимается равным D (м) и высота реактора принимается равной L (м), L/D составляет от 0,5 до 20.

7. Установка по любому из пп.1-6, в которой каждый реактор содержит клапан сброса давления, способный сбрасывать внутреннее давление.

8. Установка по любому из пп.1-7, в которой

механизм отбора проб включает линию отбора проб, которая ответвляется от каждой линии выгрузки, соединенной с каждым реактором, и которая принимает часть реакционной смеси, и

диаметр линии отбора проб меньше внутреннего диаметра линии выгрузки, к которой подсоединяется линия отбора проб.

9. Установка по п.8, в которой линия отбора проб содержит зону уплотнения, способную образовывать герметично закрытую область для удерживания реакционной смеси, и имеет отверстие для отбора проб в зоне уплотнения.

10. Установка по любому из пп.1-9, в которой титаносиликат представляет собой силилированный титаносиликат.

11. Установка по п.10, в которой титаносиликат представляет собой титаносиликат, силилированный 1,1,1,3,3,3-гексаметилдисилазаном.

12. Установка по любому из пп.1-11, в которой перекись представляет собой органическую перекись.

13. Установка для получения пропиленоксида по п.12, в которой органическая перекись, по меньшей мере, выбрана из группы, состоящей из гидроперекиси кумола, гидроперекиси этилбензола и гидроперекиси трет-бутила.

14. Способ получения пропиленоксида с использованием установки для получения пропиленоксида по п.1, включающий:

(1) первую стадию замены титаносиликата в реакторе в нерабочем состоянии при подаче сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии и проведении эпоксидирования;

(2) вторую стадию переключения реактора из нерабочего состояния, в котором был заменен титаносиликат, в рабочее состояние, и переключения одного или нескольких реакторов из множества реакторов в рабочем состоянии в нерабочее состояние механизмом переключения, и подачи сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии и проведения эпоксидирования; и

(3) стадию отбора проб части реакционной смеси с помощью механизма отбора проб и проверки состояния дезактивации титаносиликата, где

повторяют первую стадию и вторую стадию, и, таким образом, эпоксидирование проводят, в то время как реактор, который должен быть переведен в нерабочее состояние, меняют по очереди для замены титаносиликата.

15. Способ получения пропиленоксида с использованием установки для получения пропиленоксида по п.2, включающий:

(1) первую стадию замены титаносиликата в реакторе в нерабочем состоянии при последовательном соединении только реакторов в рабочем состоянии соединительной линией или линиями, и подачи сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии, и проведения эпоксидирования;

(2) вторую стадию переключения реактора из нерабочего состояния, в котором титаносиликат был заменен, в рабочее состояние, переключения одного или нескольких реакторов из множества реакторов в рабочем состоянии в нерабочее состояние, последовательно соединяя только реакторы в рабочем состоянии соединительной линией или линиями, и подачи сырья для реакции в реакторы в рабочем состоянии с помощью механизма переключения и проведения эпоксидирования; и

(3) стадию отбора проб части реакционной смеси с помощью механизма отбора проб и проверки состояния дезактивации титаносиликата, где

повторяют первую стадию и вторую стадию, и, таким образом, эпоксидирование проводят, в то время как реактор, который должен быть переведен в нерабочее состояние, меняют по очереди для замены титаносиликата.

16. Способ по п.14 или 15, в котором время переключения одного или нескольких реакторов в нерабочее состояние на второй стадии определяют в соответствии со статусом дезактивации титаносиликата.

17. Способ по любому из пп.14-16, дополнительно включающий стадию выделения спирта из реакционной смеси.

18. Способ по п.14 или 15, в котором

вторая стадия включает первую стадию подачи переключения реактора из нерабочего состояния, в котором был заменен титаносиликат, в рабочее состояние и подачи исходных материалов для реакции в следующем порядке: пропилен, затем перекись, и

на первой ступени подачи отношение общего объемного расхода (β) пропилена, подаваемого до подачи перекиси в реактор, переведенный из нерабочего состояния в рабочее состояние, к объему (α) титаносиликата, хранящегося в реакторе, переключенном из нерабочего состояния в рабочее состояние, (β/α), составляет от 5 до 6000.

19. Способ по п.18, в котором на первой стадии подачи температуру слоя титаносиликата на выходе из реактора устанавливают на уровне от 40 до 150°С, когда перекись подают в реактор, и реактор в нерабочем состоянии переключают в рабочее состояние.

20. Способ по п.18, в котором на первой стадии подачи температуру слоя титаносиликата на выходе из реактора устанавливают на уровне от 40 до 150°С при подаче в реактор только пропилена.