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WO2024133119A1 - Procédé de synthèse d'isophorone en phase liquide avec recyclage des sous-produits - Google Patents

Procédé de synthèse d'isophorone en phase liquide avec recyclage des sous-produits Download PDF

Info

Publication number
WO2024133119A1
WO2024133119A1 PCT/EP2023/086416 EP2023086416W WO2024133119A1 WO 2024133119 A1 WO2024133119 A1 WO 2024133119A1 EP 2023086416 W EP2023086416 W EP 2023086416W WO 2024133119 A1 WO2024133119 A1 WO 2024133119A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
distillation
isophorone
tubular reactor
column
flow
Prior art date
Application number
PCT/EP2023/086416
Other languages
English (en)
Inventor
Christophe Ruppin
Original Assignee
Arkema France
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Arkema France filed Critical Arkema France
Priority to CN202380086936.8A priority Critical patent/CN120322421A/zh
Publication of WO2024133119A1 publication Critical patent/WO2024133119A1/fr
Priority to CONC2025/0008608A priority patent/CO2025008608A2/es

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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
    • C07C45/61—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups
    • C07C45/67—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton
    • C07C45/68—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton by increase in the number of carbon atoms
    • C07C45/72—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton by increase in the number of carbon atoms by reaction of compounds containing >C = O groups with the same or other compounds containing >C = O groups
    • C07C45/74—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton by increase in the number of carbon atoms by reaction of compounds containing >C = O groups with the same or other compounds containing >C = O groups combined with dehydration
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
    • C07C45/78—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C45/81—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C45/82—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2601/00—Systems containing only non-condensed rings
    • C07C2601/12—Systems containing only non-condensed rings with a six-membered ring
    • C07C2601/16—Systems containing only non-condensed rings with a six-membered ring the ring being unsaturated

Definitions

  • the present invention relates to a process for the continuous synthesis of isophorone by alkaline autocondensation of acetone in the liquid phase.
  • Isophorone (or 3,5,5-trimethylcyclohex-2-enone) is a cyclic a,p-unsaturated ketone of increasing use as a synthesis intermediate, in particular for the manufacture of isophorone diamine used as a hardener of epoxy resins, isophorone diisocyanate used as a polyurethane monomer, 3,5-xylenol used as a precursor of PCMX (antimicrobial agent), keto-isophorone, which is an intermediate in the synthesis of vitamin E and 3,5,5-trimethylcyclohexanol used as homosalate precursor (UV absorber).
  • PCMX antimicrobial agent
  • Isophorone is also an excellent high boiling point solvent of many natural and synthetic resins, used in the paint, ink and varnish industry. Isophorone is also a solvent used in agrochemistry for the formulation of emulsifiable pesticide concentrates.
  • Isophorone is conventionally obtained by catalytic self-condensation of 3 molecules of acetone, according to the following reaction:
  • the reaction is carried out in the liquid phase or in the gas phase.
  • the synthesis can be carried out continuously in a tubular reactor without special mixing equipment via the use of very low weight concentrations of soda or potash.
  • the catalyst concentrations are less than 1% by weight, or even around 0.1% by weight relative to the total weight of the reaction mixture. This low concentration allows a monophasic mixture.
  • the synthesis can also be carried out by reactive distillation via the injection of acetone and an aqueous solution of soda or potash into a reactive distillation column so as to maintain a low concentration of soda or potash ( ⁇ 0.1 % by weight relative to the total weight of the reaction mixture) and reacting the acetone against the current with the soda or potash.
  • This process is described in documents FR 1 315 788, FR 2 271 191 and FR 2 328 686.
  • the self-condensation reaction of acetone is accompanied by the formation of polycondensation by-products consisting of a number of acetone molecules greater than or equal to 4.
  • the synthesis is carried out with limited conversion to acetone.
  • the reaction crude also contains a more or less significant quantity of synthesis intermediates, mainly mesityl oxide.
  • Document US 2,344,226 describes the recycling of mesityl oxide in the reactor with unconverted acetone.
  • Document US 2,351,352 describes a process in which mesityl oxide is separately retrograded to acetone by hydrolysis in the presence of an alkaline aqueous solution in a reactive distillation column. In the specific case of the synthesis of isophorone via reactive distillation, mesityl oxide is retrograded in situ to acetone (FR 1 316 515).
  • the synthesis of IPHO by condensation of acetone in the gas phase is carried out at high temperature (200-400 °C) through a fixed bed of solid catalyst(s) such as for example: calcium oxide and/or calcium hydroxide (FR 850 334), a mixed catalyst of magnesium and aluminum oxide (EP 0 640 387), a calcium aluminate (US 2,393,510), zeolites or magnesium oxide doped with alkali metals (JP 9151152, JP 9151153, JP 9169687, JP 9169688) or hydrotalcites (CN 106423124, CN 106423125, CN 106423126).
  • solid catalyst(s) such as for example: calcium oxide and/or calcium hydroxide (FR 850 334), a mixed catalyst of magnesium and aluminum oxide (EP 0 640 387), a calcium aluminate (US 2,393,510), zeolites or magnesium oxide doped with alkali metals (JP 9151152, JP 9151153, JP 9
  • the isophorone selectivity at the outlet of stirred or tubular reactors is at best 75%.
  • gas phase processes can be operated at atmospheric pressure, but they have the major disadvantage of a decrease in reaction performance as the catalyst ages, due to clogging by the polycondensation by-products and coking caused by the use of high reaction temperatures. Industrial production is therefore strongly impacted by a frequent need to regenerate or change the catalytic bed.
  • the present invention relates to a continuous process for the liquid phase synthesis of isophorone by alkaline autocondensation of acetone comprising the following successive steps: a) continuous injection through a tubular reactor (R) of a flow of an aqueous solution of alkaline hydroxide (A) and a flow of an organic solution comprising acetone and by-products recycled via step g) then b) condensation reaction of the acetone within the tubular reactor (R), the reactor containing an emulsion mainly comprising an aqueous phase of alkaline hydroxide (B), the concentration of alkaline hydroxide in the aqueous phase (B) within the tubular reactor being greater than or equal to 50 g/L then c) distillation of the reaction mixture from the tubular reactor (R), then d) separation of the concentrated reaction crude resulting from the distillation of step c) leading to an alkaline aqueous phase and an organic phase containing isophorone, preferably neutralization of the organic phase recovered at
  • the aqueous solution of alkaline hydroxide (A) is an aqueous solution of sodium hydroxide or potassium hydroxide;
  • the alkaline hydroxide concentration of the aqueous phase (B) present in the tubular reactor is between 50 and 200 g/L, preferably between 80 and 150 g/L and more preferably between 100 and 150 g/L;
  • the concentration of the aqueous alkaline hydroxide solution (A) in the feed is between 5 and 40 g/L, preferably between 10 and 40 g/L, and more preferably between 15 and 35 g/L;
  • the ratio of the weight flow rate of the flow of aqueous solution of alkaline hydroxide (A) fed (Qalkaline hydroxide) and the weight flow rate of the organic flow fed (Qorga) is between 0.25 and 1.0, preferably between 0, 4 and 0.8 and more preferably between 0.5 and 0.7;
  • the reaction temperature within the tubular reactor is between 180 and 250 °C, and preferably between 200 and 230 °C, and/or the absolute pressure within the tubular reactor is between 30 and 50 bars, preferably between 35 and 45 bars, and even more preferably between 38 and 42 bars;
  • the process comprises a distillation step h) of the flow recovered at the top of the distillation column (D2) of step e);
  • the process comprises a distillation step i) of the flow recovered at the bottom of the distillation column (D4) of step h);
  • the process comprises a step of recycling the flow recovered at the bottom of the distillation column (D5) of the previous step to the distillation column (D2) of step e);
  • the process comprises a step of decanting the flow recovered at the head of the distillation column (D4) of step h), then a step of recycling the organic phase to the tubular reactor (R).
  • the process according to the invention has the advantage of achieving levels of productivity and selectivity similar to those generally obtained with reactive distillations, but without having to resort to this type of equipment. Indeed, the systematic recycling of fractions comprising synthesis intermediates, such as mesityl oxide and fractions comprising retrogradable by-products makes it possible to achieve these productivity and selectivity thresholds.
  • Figure 1 is a diagram of the device implementing the claimed method. detailed description
  • the method according to the invention comprises the aforementioned seven consecutive steps: steps a) to g). This process may include additional purification steps.
  • the synthesis is carried out by continuous injection through a tubular reactor (R): - of a flow of an aqueous solution of alkaline hydroxide (A) and - of a flow of an organic solution comprising l acetone and by-products recycled via step g).
  • the alkaline hydroxide used is preferably sodium hydroxide or potassium hydroxide, and more preferably sodium hydroxide in the form of an aqueous sodium hydroxide solution.
  • the alkaline hydroxide of the aqueous solution (A) is identical to the alkaline hydroxide of the aqueous solution (B).
  • the concentration of alkaline hydroxide in the reactor depends on the concentration of the aqueous alkaline hydroxide solution (A) and the ratio of the flow rates of the aqueous alkaline solution (A) and the organic solution to the reactor feed.
  • the concentration of the aqueous alkaline hydroxide solution (A) in the feed is between 5 and 40 g/L, preferably between 10 and 40 g/L, and more preferably between 15 and 35 g/L.
  • the concentration of the aqueous sodium hydroxide solution in the feed is advantageously between 5 and 30 g/L, preferably between 10 and 30 g/L, and more preferably between 15 and 25 g/L.
  • the concentration of the aqueous potassium hydroxide solution in the feed is advantageously between 5 and 40 g/L, preferably between 10 and 40 g/L, and more preferably between 20 and 35 g/L.
  • the installation is started by first loading the reactor with an aqueous alkaline hydroxide solution (B).
  • the organic stream includes acetone, recycled byproducts and optionally recycled reaction intermediates.
  • recycled by-products is meant the polycondensation by-products retrogradable under the conditions of synthesis of isophorone, namely xylitones and/or isoxylitones (CiîHigO).
  • Isoxylitones and xylitones include several isomers including the molecules below:
  • the acetone condensation reaction is carried out with acetone conversion limited to less than 50%, preferably less than 30% and more preferably with acetone conversion of between 15 and 25%.
  • the organic stream may also include recycled acetone, coming from one or more distillations of the process.
  • the organic stream may include recycled reaction intermediates, such as mesityl oxide.
  • the ratio of the weight flow rate of the flow of aqueous solution of alkaline hydroxide (A) fed (Qalkaline hydroxide) and the weight flow rate of the organic flow fed (Qorga) is advantageously between 0.25 and 1.0, preferably between 0. 4 and 0.8 and more preferably between 0.5 and 0.7.
  • the ratio of the weight flow rate of the flow of aqueous solution of sodium hydroxide fed (QNaOH) and the weight flow rate of the organic flow fed (Qorga) is advantageously between 0.25 and 1.0, preferably between 0.4 and 0.8 and more preferably between 0.5 and 0.7.
  • the ratio of the weight flow rate of the flow of aqueous solution of potassium hydroxide fed (QKOH) and the weight flow rate of the organic flow fed (Qorga) is advantageously between 0.25 and 1.0, preferably between 0.4 and 0.8 and more preferably between 0.5 and 0.7.
  • the flows Before entering the reactor, the flows can be preheated using heat exchangers.
  • the acetone condensation reaction takes place within the tubular reactor (R), the reactor containing an emulsion mainly comprising an aqueous phase of alkaline hydroxide (B), the concentration of alkaline hydroxide in the aqueous phase (B) within the tubular reactor being greater than or equal to 50 g/L.
  • the reactor is vertical.
  • the emulsion present within the reactor comprises:
  • -an aqueous phase (B) which is the continuous phase of the emulsion and which comprises water, acetone and alkaline hydroxide, and
  • -an organic phase which is the dispersed phase of the emulsion; it is preferably in the form of droplets and it comprises acetone, isophorone, optionally synthesis intermediates and polycondensation by-products.
  • the emulsion mainly contains the aqueous phase of alkaline hydroxide.
  • mainly is meant for the purposes of the present invention that the aqueous phase of alkaline hydroxide represents more than 50% by volume relative to the total volume of the emulsion present in the reactor.
  • the alkaline hydroxide concentration of the aqueous phase (B) within the tubular reactor is greater than 50 g/L.
  • the process according to the invention carries out a reaction in a heterogeneous environment. This makes it possible to increase isophorone selectivity.
  • the heterogeneous reaction medium is formed of the continuous aqueous phase concentrated in alkaline hydroxide crossed by the organic phase in the form of droplets, preferably ascending.
  • the solubility of isophorone, much lower than that of acetone, in this concentrated alkaline aqueous phase thus makes it possible to limit the formation of polycondensation by-products.
  • the reaction medium is thus heterogeneous. It comprises an aqueous phase of majority alkaline hydroxide and a minority organic phase comprising acetone, isophorone and optionally recycled organic by-products, and optionally synthesis intermediates.
  • the reaction temperature within the tubular reactor can be between 180 and 250°C, and preferably between 200 and 230°C, and under an absolute pressure of between 30 and 50 bars, preferably between 35 and 45 bars, and again more preferably between 38 and 42 bars.
  • the alkaline hydroxide concentration of the aqueous phase (B) present in the tubular reactor can be between 50 and 200 g/L, preferably between 80 and 150 g/L and more preferably between 100 and 150 g/L.
  • the sodium hydroxide concentration of the aqueous phase (B) present within the tubular reactor is preferably between 50 and 200 g/L, preferably between 80 and 150 g/L and more preferably between 100 and 120 g/L.
  • the concentration of potassium hydroxide in the aqueous phase (B) present within the tubular reactor can be between 50 and 200 g/L, preferably between 80 and 150 g/L and more preferably between 125 and 150 g/L.
  • the tubular reactor R may, if necessary, consist of several tubular reactors supplied in parallel.
  • the reaction mixture is recovered at the outlet of the tubular reactor and led to a distillation column.
  • the distillation columns preferably comprise a boiler at the bottom of the column and a condenser at the top of the column.
  • the columns can be plate columns or packed columns.
  • the distillations are carried out under reduced pressure.
  • Distillation under reduced pressure corresponds to distillation carried out under an absolute pressure of less than 1013 mbar, preferably less than 250 mbar and more preferably between 10 and 100 mbar.
  • the process according to the invention does not involve reactive distillation.
  • the reaction mixture, recovered at the reactor outlet, is distilled through a Dl column.
  • the unconverted acetone is recovered at the top of the column and the concentrated reaction crude is withdrawn at the bottom of the column.
  • the distillation is carried out at atmospheric pressure.
  • the acetone recovered at the top of column Dl is advantageously recycled to the tubular reactor R, in whole or in part.
  • the concentrated reaction crude drawn off at the bottom of the distillation column Dl is separated, preferably by decantation.
  • the alkaline aqueous phase is separated from the organic phase, rich in isophorone, preferably using a decanter.
  • the alkaline aqueous phase recovered in separation step d) is advantageously recycled to reaction step b), in whole or in part and preferably in part.
  • the alkaline hydroxide possibly present in the organic phase rich in isophorone recovered in separation step d) can be neutralized.
  • This neutralization can be carried out by any technique known to those skilled in the art, but preferably by means of a mineral acid providing a buffer effect.
  • phosphoric acid is used.
  • the organic phase containing the isophorone recovered in separation step d), then optionally neutralized, is distilled, preferably under reduced pressure, in order to extract mainly at the bottom of column D2 the polycondensation by-products and to recover in head of column D2 a flow mainly comprising isophorone.
  • the fraction comprising the polycondensation by-products recovered at the bottom of the column from the previous distillation step D2 is distilled, preferably, under reduced pressure.
  • the fraction from the column head of the previous distillation D3 preferably comprises mainly xylitones and/or isoxylitones and the column bottom fraction preferably mainly comprises polycondensation by-products of the crude formula C15H22O.
  • the C15H22O polycondensation by-products include several isomers including the molecules below:
  • C15H22O derivatives are formed by condensation of isophorone with mesityl oxide or by condensation of xylitones or isoxylitones C ⁇ HigO with acetone:
  • the heavy reaction by-products S L at the bottom of column D3 include these by-products C15H22O as well as their higher counterparts C3nH( 4 n+2)O (with n > 6).
  • the fraction from the column head of the previous distillation D3 comprising, preferably mainly xylitones and/or isoxylitones, is recycled to the tubular reactor R. This fraction is added to the continuous flow of the organic phase fed into the reactor.
  • the flow recovered at the top of column D2 can be subjected to a decolorization treatment.
  • This decolorization treatment consists of transforming certain reaction intermediates and/or by-products comprising unsaturated hydrocarbon and conjugated carbonyl chains which are difficult to separate from isophorone by distillation. Their residual presence could therefore generate a yellowish color of the isophorone.
  • This treatment can be carried out by any method known to those skilled in the art to oxidize or reduce the olefinic bonds or to polycondense the incriminated by-products.
  • the bleaching treatment comprises a reaction step with an acid.
  • the isophorone stream extracted at the top of column D2 is subjected to continuous hot treatment in the presence of a catalytic quantity of a strong mineral acid, such as sulfuric acid.
  • the residual sulfuric acid can then be advantageously neutralized by adding a strong mineral base such as the alkaline aqueous solution, preferably that resulting from separation step d).
  • a strong mineral base such as the alkaline aqueous solution, preferably that resulting from separation step d).
  • the process according to the invention may comprise a distillation step h) of the flow recovered at the top of the distillation column (D2) of step e).
  • This flow recovered at the top of the column (D2) can be sent to a subsequent distillation column, possibly after a decolorization step.
  • the flow mainly comprising isophorone and recovered at the top of the distillation column D2 can undergo distillation, preferably under reduced pressure, in a column D4 making it possible to extract light impurities, such as acetone, at the top of the column. and residual water, mesityl oxide and 1,3,5-trimethylbenzene.
  • the flow extracted at the head of column D4 can be decanted through the decanter in order to separate an aqueous phase, which is sent to waste water treatment S E and an organic phase comprising mainly mesityl oxide and isophorone.
  • This organic phase comprising mainly mesityl oxide and isophorone can be recycled to the reaction stage.
  • the process according to the invention may comprise a distillation step i) of the flow recovered at the bottom of the distillation column (D4) of step h).
  • the fraction recovered at the bottom of column D4 can feed a fifth distillation column, which makes it possible to obtain isophorone with a purity greater than 99% at the top of the column and residual polycondensation by-products at the bottom of the column.
  • Figure 1 represents an embodiment of steps a) to g) of the method according to the invention.
  • Acetone is introduced via line 1 into heat exchanger El.
  • the aqueous alkaline hydroxide solution is introduced via line 2 into heat exchanger E2.
  • the preheated flows are recovered in a pipe 3 and introduced into the tubular reactor R.
  • the reaction mixture from reactor R is introduced into the distillation column DI via line 4.
  • the acetone which has not been converted within the reactor is recovered at the top of the Dl column. This fraction is recycled via line 5 to line 1.
  • the concentrated reaction crude is recovered at the bottom of the DI column and is brought to the decanter dl via line 6.
  • the decanter dl separates the aqueous phase from the organic phase.
  • the alkaline aqueous phase is eliminated via line 8, then line 9.
  • a purge p is introduced to eliminate the water co-produced by the condensation reaction.
  • Line 9 recycles the alkaline aqueous phase to line 2.
  • the organic phase from the decanter dl is brought to the neutralizer N via line 7.
  • the neutralized organic phase is brought to the distillation column D2 via line 10.
  • Distillation under reduced pressure using the distillation column D2 makes it possible to recover at the top of the column D2 a flow comprising mainly isophorone, which is transferred via line 11 to the distillation column D4. At the bottom of column D2, the recovered fraction comprising the polycondensation by-products is transferred via line 12 to the distillation column D3.
  • Distillation under reduced pressure of the polycondensation by-products within the distillation column D3 makes it possible to recover at the top of the column D3 a flow preferably comprising xylitones and/or isoxylitones. This fraction is recycled via line 13 to line 1.
  • This fraction is evacuated via line 15 to decanter d2.
  • the aqueous phase from decanter d2 is sent via line 17 to waste water treatment S E and the organic phase comprising mainly mesityl oxide and isophorone is recycled via line 16 to line 1.
  • the fraction recovered at the bottom of column D4 feeds column D5 via line 18.
  • the fraction recovered at the top of column D5 contains isophorone with a purity greater than 99%.
  • the fraction withdrawn at the bottom of column D5 includes residual polycondensation by-products, which are recycled via line 20 in the distillation column D2.
  • the flow of organic phase supplying the reactor R comprises fresh acetone, the light fraction coming from the distillation column Dl and recycled via line 5, the light fraction coming from the distillation column D3 and recycled via the line 13 and the organic phase from decanter d2 and recycled via line 16.
  • the alkaline aqueous solution (A) supplying the reactor R comprises an aqueous solution of fresh alkaline hydroxide and the aqueous phase from the decanter dl and recycled via line 9.
  • the synthesis of isophorone is carried out in a vertical tubular reactor made of 316 L stainless steel with a volume of 815 mL with an L/D ratio of 3, equipped with a lateral tube positioned at L/2 allowing a sample to be taken at middle of the reactor.
  • the alkaline aqueous phase and the organic phase consisting of fresh acetone, recycled acetone and, where appropriate, recycled mesityl oxide and recycled polycondensation products are respectively preheated through 2 electric heat exchangers so as to reach the desired reaction temperature within the reactor.
  • the tubular reactor is previously filled with an aqueous solution of sodium hydroxide, also preheated, and with a weight concentration of sodium hydroxide of 10%.
  • the supply of reagents is ensured by means of piston pumps.
  • the conversions and selectivities are established after continuous operation of at least 24 hours in order to guarantee stabilized reaction conditions within the reactor.
  • Table 1 below indicates the operating conditions of the tests carried out under absolute pressure of 40 bars in the tubular reactor with a sodium hydroxide concentration of 20 g/L of the aqueous solution supplied.
  • OM mesityl oxide
  • C12 designates the by-products of C12 reactions, that is to say xylitones and/or isoxylitones
  • C15 designates the by-products of C15 reactions, such as C15H22O
  • Cig refers to the by-products of Cig reactions
  • ACE stands for acetone
  • IPHO stands for isophorone and the selectivities are defined as follows:
  • the conversions and selectivities are calculated on the basis of the mass compositions of the crude mixtures leaving the reaction zone; the compositions are determined by gas chromatographic analyses.
  • Test 1 is a comparative test, it illustrates a process without recycling.
  • Test 2 is also a comparative test, it only recycles the fractions containing mesityl oxide.
  • Test 3 is according to the invention, it recycles only the fractions comprising xylitones and/or isoxylitones.
  • Test 4 is according to the invention, it recycles all of the fractions comprising mesityl oxide and xylitones and/or isoxylitones.
  • Tests 3 and 4 use a succession of 5 distillation columns and recycle the fractions containing C12 impurities, which are retrogradable, and the C15 impurities.
  • Example 3 shows that recycling only the fraction comprising the xylitones and/or isoxylitones (total C12) allows an increase in isophorone selectivity, an increase in the conversion rate and an increase in productivity.
  • Example 4 shows that the isophorone selectivity (IPHO) of 74.4% without recycling thus increases to 85.6% with recycling of mesityl oxide (OM) and xylitones and/or isoxylitones (total C12).
  • IPHO isophorone selectivity
  • the negative selectivity for mesityl oxide expresses the fact that the quantity of mesityl oxide at the outlet of the tubular reactor is less than that at the inlet; this indicates that no only recycling prevented the formation of mesityl oxide, but also made it possible to retrograde the excess of recycled product relative to the reaction equilibrium.
  • Test 5 is a comparative test, it illustrates a process without recycling.
  • Test 6 is according to the invention. The process followed is that illustrated in Figure 1, it uses a succession of 5 distillation columns and it recycles the fractions containing C12 impurities, which are retrogradable, and the C15 impurities.

Landscapes

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Abstract

La présente invention porte sur un procédé continu de synthèse en phase liquide d'isophorone par autocondensation alcaline de l'acétone comprenant les étapes successives suivantes : a) injection en continu au travers d'un réacteur tubulaire (R) d'un flux d'une solution aqueuse d'hydroxyde alcalin et d'un flux d'une solution organique comprenant de l'acétone et des sous‐produits recyclés via l'étape g) puis b) réaction de condensation de l'acétone au sein du réacteur tubulaire (R), puis c) distillation du mélange réactionnel issu du réacteur tubulaire (R), puis d) séparation du brut réactionnel concentré issu de la distillation de l'étape c) conduisant à une phase aqueuse alcaline et une phase organique contenant l'isophorone, puis e) distillation de la phase organique contenant l'isophorone récupérée à l'étape précédente, puis f) distillation des sous‐produits de polycondensation du pied de colonne (D2) issus de la distillation précédente, puis g) recyclage du flux issu de la tête de colonne de la distillation (D3) précédente comprenant des xylitones et/ou des isoxylitones vers le réacteur tubulaire (R).

Description

Procédé de synthèse d'isophorone en phase liquide avec recyclage des sous-produits
Domaine technique
La présente invention concerne un procédé de synthèse en continu de l'isophorone par autocondensation alcaline de l'acétone en phase liquide.
Arrière-plan technique
L'isophorone (ou 3,5,5-triméthylcyclohex-2-énone) est une cétone cyclique a,p-insaturée d'utilisation croissante comme intermédiaire de synthèse, notamment pour la fabrication de l'isophorone diamine utilisée en tant que durcisseur de résines époxy, de l'isophorone diisocyanate utilisé en tant que monomère de polyuréthanes, du 3,5-xylénol utilisé comme précurseur du PCMX (agent antimicrobien), de la céto-isophorone, qui est un intermédiaire de synthèse de la vitamine E et du 3,5,5-triméthycyclohexanol utilisé en tant que précurseur de l'homosalate (absorbeur UV). L'isophorone est également un excellent solvant de haut point d'ébullition de nombreuses résines naturelles et synthétiques, utilisé dans l'industrie des peintures, des encres et des vernis. L'isophorone est également un solvant utilisé dans l'agrochimie pour la formulation de concentrés émulsifiables de pesticides.
L'isophorone est classiquement obtenue par autocondensation catalytique de 3 molécules d'acétone, selon la réaction suivante :
Figure imgf000003_0001
La réaction est opérée en phase liquide ou en phase gaz.
Les procédés en phase gaz décrits dans la littérature mettent en oeuvre essentiellement des catalyseurs hétérogènes solides, alors que les procédés en phase liquide utilisent des systèmes catalytiques homogènes ou hétérogènes.
La synthèse de l'isophorone par condensation de l'acétone en phase liquide est réalisée quasi exclusivement dans des conditions alcalines à température élevée et sous haute pression ; la catalyse alcaline étant effectuée le plus souvent par mise en oeuvre d'une solution aqueuse de soude ou de potasse.
Du fait de la faible solubilité de la base minérale dans l'acétone, il est recherché des procédés visant à favoriser le contact de l'acétone avec le catalyseur. Ainsi, il est connu du document US 2,344,226 de réaliser la synthèse en réacteur agité. Le document FR 1 238954 divulgue une synthèse utilisant un réacteur tubulaire avec garnissage interne. Le document US 2,399,976 divulgue une synthèse utilisant un réacteur tubulaire équipé d'un système de recirculation. Les documents CN 102367223 et CN 102516051 divulguent une synthèse utilisant un système de prémélange, tel qu'un mélangeur statique. Il est également connu du document FR 1042057 de remplacer la solution aqueuse alcaline par une solution alcoolique alcaline.
La synthèse peut être opérée en continu en réacteur tubulaire sans équipement particulier de mélangeage via la mise en oeuvre de très faibles concentrations pondérales de soude ou de potasse. Généralement, les concentrations en catalyseur sont inférieures à 1 % en poids, voire de l'ordre de 0,1 % en poids par rapport au poids total du mélange réactionnel. Cette faible concentration permet un mélange monophasique. Ces procédés sont décrits dans les documents FR 1 316 515, DD145096, EP 2 649 032, EP 2 707 352, EP 2 837 618.
La synthèse peut également être réalisée par distillation réactive via l'injection d'acétone et d'une solution aqueuse de soude ou de potasse dans une colonne de distillation réactive de façon à maintenir une faible concentration en soude ou en potasse (< 0,1 % en poids par rapport au poids total du mélange réactionnel) et à faire réagir l'acétone à contre-courant avec la soude ou la potasse. Ce procédé est décrit dans les documents FR 1 315 788, FR 2 271 191 et FR 2 328 686.
Du fait des conditions réactionnelles drastiques mises en oeuvre, la réaction d'autocondensation de l'acétone s'accompagne de la formation de sous-produits de polycondensation constitués à partir d'un nombre de molécules d'acétone supérieur ou égal à 4. Pour limiter la production de ces dérivés lourds, la synthèse est opérée à conversion limitée en acétone. Outre l'isophorone et les dérivés de polycondensation, le brut réactionnel contient aussi une quantité plus ou moins importante d'intermédiaires de synthèse dont majoritairement l'oxyde de mésityle.
Figure imgf000004_0001
Le document US 2,344,226 décrit le recyclage de l'oxyde de mésityle dans le réacteur avec l'acétone non convertie. Le document US 2,351,352 décrit un procédé dans lequel l'oxyde de mésityle est rétrogradé séparément en acétone par hydrolyse en présence d'une solution aqueuse alcaline dans une colonne de distillation réactive. Dans le cas spécifique de la synthèse de l'isophorone via distillation réactive, l'oxyde de mésityle est rétrogradé in situ en acétone (FR 1 316 515).
Le document US 2,419,051 décrit la rétrogradation partielle des produits de polycondensation en acétone et isophorone par hydrolyse alcaline dans un réacteur agité. Cette rétrogradation est également décrite dans les documents FR 1 316 514, FR 1 316 515, EP 2 649 032, EP 2 707 352, EP 2 837 618 via une colonne de distillation réactive d'hydrolyse.
La synthèse de l'IPHO par condensation de l'acétone en phase gaz est réalisée à haute température (200-400 °C) au travers d'un lit fixe de catalyseur(s) solide(s) tels que par exemple : l'oxyde de calcium et/ou l'hydroxyde de calcium (FR 850 334), un catalyseur mixte d'oxyde de magnésium et d'aluminium (EP 0 640 387), un aluminate de calcium (US 2,393,510), des zéolithes ou de l'oxyde de magnésium dopés avec des métaux alcalins (JP 9151152, JP 9151153, JP 9169687, JP 9169688) ou des hydrotalcites (CN 106423124, CN 106423125, CN 106423126).
Quel que soit le procédé en phase liquide ou en phase gaz mis en oeuvre, du fait des températures réactionnelles élevées nécessaires à la synthèse de l'isophorone, la sélectivité de la réaction est limitée par la formation de sous-produits de polycondensation de formule brute C3nH(4n+2)O (avec n > 4), dont majoritairement les xylitones et isoxylitones CiîHigO et les composés C15H22O.
Pour les synthèses en phase liquide, même à conversion limitée, la sélectivité en isophorone en sortie des réacteurs agités ou tubulaires est au mieux de 75 %.
Seuls les procédés de synthèse par distillation réactive, qui s'accompagnent d'une rétrogradation partielle des produits de polycondensation in situ ainsi que les procédés couplant un réacteur tubulaire et une colonne de distillation réactive d'hydrolyse des produits lourds permettent d'atteindre des sélectivités globales en isophorone comprises entre 85 et 91 %.
Mais de tels équipements de distillation réactive devant fonctionner sous des pressions élevées comprises généralement entre 30 et 50 bars et nécessitant des matériaux spécifiques capables de résister aux conditions alcalines du milieu réactionnel et à des températures supérieures à 200 °C sont particulièrement onéreux.
Contrairement aux procédés en phase liquide, les procédés en phase gaz peuvent être opérés à pression atmosphérique, mais ils présentent l'inconvénient majeur d'une décroissance des performances réactionnelles au fur et à mesure du vieillissement du catalyseur, dû à l'encrassement par les sous-produits de polycondensation et au cokage provoqué par la mise en oeuvre de températures réactionnelles élevées. La production industrielle est donc fortement impactée par un besoin fréquent de régénérer ou changer le lit catalytique.
Il existe donc un besoin pour un procédé sélectif, de productivité stable et moins coûteux en investissements que les procédés mettant en oeuvre une (ou plusieurs) distillation(s) réactive(s).
Brève description de l'invention
La présente invention porte sur un procédé continu de synthèse en phase liquide d'isophorone par autocondensation alcaline de l'acétone comprenant les étapes successives suivantes : a) injection en continu au travers d'un réacteur tubulaire (R) d'un flux d'une solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) et d'un flux d'une solution organique comprenant de l'acétone et des sous- produits recyclés via l'étape g) puis b) réaction de condensation de l'acétone au sein du réacteur tubulaire (R), le réacteur contenant une émulsion comprenant majoritairement une phase aqueuse d'hydroxyde alcalin (B), la concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) au sein du réacteur tubulaire étant supérieure ou égale à 50 g/L puis c) distillation du mélange réactionnel issu du réacteur tubulaire (R), puis d) séparation du brut réactionnel concentré issu de la distillation de l'étape c) conduisant à une phase aqueuse alcaline et une phase organique contenant l'isophorone, de préférence neutralisation de la phase organique récupérée à l'issue de la séparation d) puis e) distillation de la phase organique contenant l'isophorone récupérée à l'étape précédente afin d'extraire majoritairement en pied de colonne (D2) les sous-produits de polycondensation et de récupérer en tête de colonne (D2) un flux comprenant majoritairement l'isophorone, puis f) distillation des sous-produits de polycondensation du pied de colonne (D2) issus de la distillation précédente, puis g) recyclage du flux issu de la tête de colonne de la distillation (D3) précédente comprenant des xylitones et/ou des isoxylitones vers le réacteur tubulaire (R).
D'autres caractéristiques avantageuses du procédé selon l'invention sont précisées dans la suite :
- la solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) est une solution aqueuse d'hydroxyde de sodium ou d'hydroxyde de potassium ;
-la concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) présente dans le réacteur tubulaire est comprise entre 50 et 200 g/L, de préférence entre 80 et 150 g/L et plus préférentiellement entre 100 et 150 g/L ;
-la concentration de la solution aqueuse en hydroxyde alcalin (A) à l'alimentation est comprise entre 5 et 40 g/L, de préférence entre 10 et 40 g/L, et plus préférentiellement entre 15 et 35 g/L ;
-le rapport du débit pondéral du flux de solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) alimentée (Qhydroxyde alcalin) et du débit pondéral du flux organique alimenté (Qorga) est compris entre 0,25 et 1,0, de préférence entre 0,4 et 0,8 et plus préférentiellement entre 0,5 et 0,7 ;
-la température réactionnelle au sein du réacteur tubulaire est comprise entre 180 et 250 °C, et de préférence entre 200 et 230 °C, et/ou la pression absolue au sein du réacteur tubulaire est comprise entre 30 et 50 bars, de préférence entre 35 et 45 bars, et encore plus préférentiellement entre 38 et 42 bars ;
-le procédé comprend une étape de distillation h) du flux récupéré en tête de la colonne de distillation (D2) de l'étape e) ;
-le procédé comprend une étape de distillation i) du flux récupéré en pied de la colonne de distillation (D4) de l'étape h) ;
-le procédé comprend une étape de recyclage du flux récupéré en pied de la colonne de distillation (D5) de l'étape précédente vers la colonne de distillation (D2) de l'étape e) ;
-le procédé comprend une étape de décantation du flux récupéré en tête de la colonne de distillation (D4) de l'étape h), puis une étape de recyclage de la phase organique vers le réacteur tubulaire (R).
Le procédé selon l'invention présente l'avantage d'atteindre des niveaux de productivité et de sélectivité similaires à ceux généralement obtenus avec des distillations réactives, mais sans avoir recours à ce type d'appareillage. En effet, le recyclage systématique des fractions comportant les intermédiaires de synthèse, tel que l'oxyde de mésityle et des fractions comportant des sous-produits rétrogradables permet d'atteindre ces seuils de productivité et de sélectivité.
Brève description de la figure
La figure 1 est un schéma du dispositif mettant en oeuvre le procédé revendiqué. Description détaillée
D'autres caractéristiques, aspects, objets et avantages de la présente invention apparaîtront encore plus clairement à la lecture de la description qui suit.
Il est précisé que les expressions « de ...à ... » et « compris entre ... et .... » utilisées dans la présente description doivent s'entendre comme incluant chacune des bornes mentionnées.
Le procédé selon l'invention comprend les sept étapes consécutives précitées : étapes a) à g). Ce procédé peut comporter des étapes de purification supplémentaires.
Etape a) : injection des flux
La synthèse est opérée par injection en continu au travers d'un réacteur tubulaire (R): -d'un flux d'une solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) et -d'un flux d'une solution organique comprenant de l'acétone et des sous-produits recyclés via l'étape g).
La solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A)
L'hydroxyde alcalin mis en oeuvre est préférentiellement l'hydroxyde de sodium ou l'hydroxyde de potassium, et plus préférentiellement l'hydroxyde de sodium sous forme d'une solution aqueuse de soude.
De préférence, l'hydroxyde alcalin de la solution aqueuse (A) est identique à l'hydroxyde alcalin de la solution aqueuse (B).
La concentration en hydroxyde alcalin dans le réacteur dépend de la concentration de la solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) et du rapport des débits de la solution aqueuse alcaline (A) et de la solution organique à l'alimentation du réacteur.
De préférence, la concentration de la solution aqueuse en hydroxyde alcalin (A) à l'alimentation est comprise entre 5 et 40 g/L, de préférence entre 10 et 40 g/L, et plus préférentiellement entre 15 et 35 g/L.
Si l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de sodium, alors la concentration de la solution aqueuse en hydroxyde de sodium à l'alimentation est avantageusement comprise entre 5 et 30 g/L, de préférence entre 10 et 30 g/L, et plus préférentiellement entre 15 et 25 g/L.
Si l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de potassium, alors la concentration de la solution aqueuse en hydroxyde de potassium à l'alimentation est avantageusement comprise entre 5 et 40 g/L, de préférence entre 10 et 40 g/L, et plus préférentiellement entre 20 et 35 g/L.
De préférence, le démarrage de l'installation est opéré en chargeant préalablement le réacteur avec une solution aqueuse en hydroxyde alcalin (B).
La solution organique
Le flux organique comprend de l'acétone, des sous-produits recyclés et éventuellement des intermédiaires réactionnels recyclés.
Par « sous-produits recyclés », on entend les sous-produits de polycondensation rétrogradables dans les conditions de synthèse de l'isophorone, à savoir les xylitones et/ou isoxylitones (CiîHigO). Les isoxylitones et xylitones comprennent plusieurs isomères dont les molécules ci-dessous :
Figure imgf000008_0001
Ces différents isomères CI2HI8O sont formés par condensation de l'isophorone avec l'acétone ou par autocondensation de l'oxyde de mésityle :
Figure imgf000008_0002
Afin d'optimiser la sélectivité en isophorone, la réaction de condensation de l'acétone est réalisée à conversion de l'acétone limitée à moins de 50 %, de préférence à moins de 30 % et plus préférentiellement à conversion de l'acétone comprise entre 15 et 25 %.
Comme développé ci-après, le flux organique peut également comprendre de l'acétone recyclé, provenant d'une ou plusieurs distillations du procédé.
Outre l'acétone fraîche et l'acétone recyclée, le flux organique peut comprendre des intermédiaires réactionnels recyclés, tels que l'oxyde de mésityle.
Le rapport du débit pondéral du flux de solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) alimentée (Qhydroxyde alcalin) et du débit pondéral du flux organique alimenté (Qorga) est avantageusement compris entre 0,25 et 1,0, de préférence entre 0,4 et 0,8 et plus préférentiellement entre 0,5 et 0,7.
Lorsque l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de sodium, le rapport du débit pondéral du flux de solution aqueuse d'hydroxyde de sodium alimentée (QNaOH) et du débit pondéral du flux organique alimenté(Qorga) est avantageusement compris entre 0,25 et 1,0, de préférence entre 0,4 et 0,8 et plus préférentiellement entre 0,5 et 0,7.
Lorsque l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de potassium, le rapport du débit pondéral du flux de solution aqueuse d'hydroxyde de potassium alimentée (QKOH) et du débit pondéral du flux organique alimenté (Qorga) est avantageusement compris entre 0,25 et 1,0, de préférence entre 0,4 et 0,8 et plus préférentiellement entre 0,5 et 0,7.
Avant l'entrée dans le réacteur, les flux peuvent être préchauffés au préalable à l'aide d'échangeurs de chaleur.
Etape b) : réaction
La réaction de condensation de l'acétone s'effectue au sein du réacteur tubulaire (R), le réacteur contenant une émulsion comprenant majoritairement une phase aqueuse d'hydroxyde alcalin (B), la concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) au sein du réacteur tubulaire étant supérieure ou égale à 50 g/L. De préférence, le réacteur est vertical.
L'émulsion présente au sein du réacteur comprend :
-une phase aqueuse (B), qui est la phase continue de l'émulsion et qui comprend de l'eau, de l'acétone et l'hydroxyde alcalin, et
-une phase organique, qui est la phase dispersée de l'émulsion ; elle se trouve de préférence sous forme de gouttelettes et elle comprend de l'acétone, l'isophorone, éventuellement les intermédiaires de synthèse et les sous-produits de polycondensation.
L'émulsion contient majoritairement la phase aqueuse d'hydroxyde alcalin. Par « majoritairement », on entend au sens de la présente invention que la phase aqueuse d'hydroxyde alcalin représente plus de 50% en volume par rapport au volume total de l'émulsion présent dans le réacteur.
La concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) au sein du réacteur tubulaire est supérieure à 50 g/L.
Contrairement aux procédés en phase liquide catalysés avec de l'hydroxyde de sodium ou de l'hydroxyde de potassium décrits dans la littérature, qui mettent en oeuvre des conditions permettant d'avoir une phase réactionnelle la plus homogène possible, le procédé selon l'invention opère une réaction en milieu hétérogène. Celle-ci permet d'augmenter la sélectivité en isophorone.
Le milieu réactionnel hétérogène est formé de la phase aqueuse continue concentrée en hydroxyde alcalin traversée par la phase organique sous forme de gouttelettes, de préférence ascendantes. La solubilité de l'isophorone beaucoup plus faible que celle de l'acétone dans cette phase aqueuse alcaline concentrée permet ainsi de limiter la formation des sous-produits de polycondensation.
Le milieu réactionnel est ainsi hétérogène. Il comprend une phase aqueuse d'hydroxyde alcalin majoritaire et une phase organique minoritaire comportant de l'acétone, de l'isophorone et éventuellement les sous-produits recyclés organiques, et éventuellement les intermédiaires de synthèse.
La température réactionnelle au sein du réacteur tubulaire peut être comprise entre 180 et 250 °C, et de préférence entre 200 et 230 °C, et sous une pression absolue comprise entre 30 et 50 bars, de préférence entre 35 et 45 bars, et encore plus préférentiellement entre 38 et 42 bars.
La concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) présente dans le réacteur tubulaire peut être comprise entre 50 et 200 g/L, de préférence entre 80 et 150 g/L et plus préférentiellement entre 100 et 150 g/L.
Lorsque l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de sodium, la concentration en hydroxyde de sodium de la phase aqueuse (B) présente au sein du réacteur tubulaire est de préférence comprise entre 50 et 200 g/L, de préférence entre 80 et 150 g/L et plus préférentiellement entre 100 et 120 g/L.
Lorsque l'hydroxyde alcalin est de l'hydroxyde de potassium, la concentration en hydroxyde de potassium de la phase aqueuse (B) présente au sein du réacteur tubulaire peut être comprise entre 50 et 200 g/L, de préférence entre 80 et 150 g/L et plus préférentiellement entre 125 et 150 g/L.
Le réacteur tubulaire R peut le cas échéant être constitué de plusieurs réacteurs tubulaires alimentés en parallèle.
Le mélange réactionnel est récupéré en sortie du réacteur tubulaire et conduit vers une colonne à distiller.
Distillations
Dans le procédé selon l'invention, les colonnes à distiller comprennent, de préférence, un bouilleur en pied de colonne et un condenseur en tête de colonne. Les colonnes peuvent être des colonnes à plateaux ou des colonnes à garnissage.
Avantageusement, les distillations sont réalisées sous pression réduite.
La distillation sous pression réduite correspond à une distillation opérée sous une pression absolue inférieure à 1013 mbar, de préférence inférieure à 250 mbar et plus préférentiellement comprise entre 10 et 100 mbar.
De préférence, le procédé selon l'invention ne comporte pas de distillation réactive.
Etape c) : Distillation 1
Le mélange réactionnel, récupéré en sortie de réacteur est distillé au travers d'une colonne Dl. L'acétone non convertie est récupérée en tête de colonne et le brut réactionnel concentré est soutiré en pied de colonne. De préférence, la distillation est réalisée à pression atmosphérique.
Eventuel Recyclage supplémentaire
L'acétone récupérée en tête de colonne Dl est avantageusement recyclée vers le réacteur tubulaire R, en totalité ou en partie.
Etape d) : Séparation
Le brut réactionnel concentré soutiré en pied de colonne de distillation Dl est séparé, de préférence par décantation. La phase aqueuse alcaline est séparée de la phase organique, riche en isophorone, de préférence à l'aide d'un décanteur.
Eventuel Recyclage supplémentaire
La phase aqueuse alcaline récupérée à l'étape de séparation d) est avantageusement recyclée vers l'étape réactionnelle b), en totalité ou en partie et de préférence en partie.
Eventuelle neutralisation de la phase organique
L'hydroxyde alcalin éventuellement présent dans la phase organique riche en isophorone récupérée à l'étape de séparation d) peut être neutralisé. Cette neutralisation peut être réalisée par toute technique connue de l'homme de l'art, mais de préférence au moyen d'un acide minéral procurant un effet tampon. De préférence, l'acide phosphorique est utilisé.
Etape e) : Distillation 2 La phase organique contenant l'isophorone récupérée à l'étape de séparation d), puis éventuellement neutralisée, est distillée, de préférence sous pression réduite, afin d'extraire majoritairement en pied de colonne D2 les sous-produits de polycondensation et de récupérer en tête de colonne D2 un flux comprenant majoritairement l'isophorone.
Etape f) : Distillation 3
La fraction comportant les sous-produits de polycondensation récupérée en pied de colonne de l'étape de distillation précédente D2 est distillée, de préférence, sous pression réduite. La fraction issue de la tête de colonne de la distillation précédente D3 comprend, de préférence majoritairement des xylitones et/ou des isoxylitones et la fraction en pied de colonne comprend de préférence majoritairement des sous-produits de polycondensation de formule brute C15H22O.
Les sous-produits de polycondensation C15H22O comprennent plusieurs isomères dont les molécules ci-dessous :
Figure imgf000011_0001
Ces dérivés C15H22O sont formés par condensation de l'isophorone avec l'oxyde de mésityle ou par condensation des xylitones ou isoxylitones C^HigO avec l'acétone :
Figure imgf000011_0002
Les sous-produits de réaction lourds SL en pied de colonne D3 comprennent ces sous- produits C15H22O ainsi que leurs homologues supérieurs C3nH(4n+2)O (avec n > 6) .
Etape g) : Recyclage
La fraction issue de la tête de colonne de la distillation précédente D3 comprenant, de préférence majoritairement des xylitones et/ou des isoxylitones, est recyclée vers le réacteur tubulaire R. Cette fraction est ajoutée au flux continu de la phase organique alimentée dans le réacteur.
Eventuel traitement de décoloration
Le flux récupéré en tête de colonne D2 peut être soumis à un traitement de décoloration.
Ce traitement de décoloration consiste à transformer certains intermédiaires réactionnels et/ou sous-produits comprenant des enchaînements hydrocarbonés insaturés et carbonylés conjugués difficilement séparables de l'isophorone par distillation. Leur présence résiduelle pourrait dès lors générer une coloration jaunâtre de l'isophorone. Ce traitement peut être opéré par toute méthode connue de l'homme de l'art pour oxyder ou réduire les liaisons oléfiniques ou pour polycondenser les sous-produits incriminés.
De préférence, le traitement de décoloration comprend une étape de réaction avec un acide. Le flux d'isophorone extrait en tête de colonne D2 est soumis à un traitement continu à chaud en présence d'une quantité catalytique d'un acide minéral fort, tel que l'acide sulfurique.
L'acide sulfurique résiduel peut être ensuite avantageusement neutralisé par ajout d'une base minérale forte telle que la solution aqueuse alcaline, de préférence celle issue de l'étape de séparation d).
Eventuelles distillations 4 et 5 : étapes h) et i)
Le procédé selon l'invention peut comprendre une étape de distillation h) du flux récupéré en tête de la colonne de distillation (D2) de l'étape e). Ce flux récupéré en tête de colonne (D2) peut être envoyé vers une colonne à distiller ultérieure, éventuellement après une étape de décoloration.
Le flux, comprenant majoritairement l'isophorone et récupéré en tête de la colonne de distillation D2 peut subir une distillation, de préférence sous pression réduite, dans une colonne D4 permettant d'extraire en tête de colonne les impuretés légères, telles que l'acétone et l'eau résiduelles, l'oxyde de mésityle et le 1,3,5-triméthylbenzène.
Le flux extrait en tête de colonne D4 peut être décanté au travers du décanteur afin de séparer une phase aqueuse, qui est envoyée vers un traitement d'eaux résiduaires SE et une phase organique comprenant majoritairement de l'oxyde de mésityle et de l'isophorone.
Cette phase organique comprenant majoritairement de l'oxyde de mésityle et de l'isophorone peut être recyclée à l'étape réactionnelle.
Le procédé selon l'invention peut comprendre une étape de distillation i) du flux récupéré en pied de la colonne de distillation (D4) de l'étape h). La fraction récupérée en pied de la colonne D4 peut alimenter une cinquième colonne à distiller, qui permet d'obtenir en tête de colonne l'isophorone d'une pureté supérieure à 99 % et en pied de colonne des sous-produits de polycondensation résiduels.
Ces sous-produits de polycondensation résiduels peuvent être recyclés dans la colonne à distiller D2.
Description de la figure
La figure 1 représente un mode de réalisation des étapes a) à g) du procédé selon l'invention.
L'acétone est introduite via la conduite 1 dans l'échangeur de chaleur El. La solution aqueuse d'hydroxyde alcalin est introduite via la conduite 2 dans l'échangeur de chaleur E2. Les flux préchauffés sont récupérés dans une conduite 3 et introduits dans le réacteur tubulaire R.
Le mélange réactionnel issu du réacteur R est introduit dans la colonne à distiller DI via la conduite 4.
L'acétone n'ayant pas été convertie au sein du réacteur est récupérée en tête de la colonne Dl. Cette fraction est recyclée via la conduite 5 vers la conduite 1. Le brut réactionnel concentré est récupéré en pied de la colonne DI et est amené vers le décanteur dl via la conduite 6.
Le décanteur dl sépare la phase aqueuse de la phase organique. La phase aqueuse alcaline est éliminée via la conduite 8, puis la conduite 9. Une purge p est introduite pour éliminer l'eau co-produite par la réaction de condensation. La conduite 9 recycle la phase aqueuse alcaline vers la conduite 2.
La phase organique issue du décanteur dl est amenée au neutraliseur N via la conduite 7. La phase organique neutralisée est amenée à la colonne à distiller D2 via la conduite 10.
La distillation sous pression réduite à l'aide de la colonne à distiller D2 permet de récupérer en tête de la colonne D2 un flux comprenant majoritairement de l'isophorone, qui est transféré via la conduite 11 vers la colonne à distiller D4. En pied de la colonne D2, la fraction récupérée comportant les sous-produits de polycondensation est transférée via la conduite 12 vers la colonne à distiller D3.
La distillation sous pression réduite des sous-produits de polycondensation au sein de la colonne à distiller D3 permet de récupérer en tête de la colonne D3 un flux comprenant de préférence des xylitones et/ou des isoxylitones. Cette fraction est recyclée via la conduite 13 vers la conduite 1.
Les sous-produits de réaction lourds SL sont récupérés en pied de la colonne D3.
Le flux récupéré en tête de la colonne D2 et comprenant majoritairement de l'isophorone, alimente la colonne à distiller D4. La distillation sous pression réduite dans la colonne D4 permet d'extraire en tête de colonne les impuretés légères telles que l'acétone et l'eau résiduelles, l'oxyde de mésityle et le 1,3,5-triméthylbenzène. Cette fraction est évacuée via la conduite 15 vers le décanteur d2. La phase aqueuse issue du décanteur d2 est envoyée via la conduite 17 vers un traitement d'eaux résiduaires SE et la phase organique comprenant majoritairement de l'oxyde de mésityle et de l'isophorone est recyclée via la conduite 16 vers la conduite 1.
La fraction récupérée au pied de la colonne D4 alimente la colonne D5 via la conduite 18. La fraction récupérée en tête de colonne D5 comporte de l'isophorone d'une pureté supérieure à 99 %. La fraction soutirée en pied de colonne D5 comporte des sous-produits de polycondensation résiduels, qui sont recyclés via la conduite 20 dans la colonne à distiller D2.
Par conséquent, le flux de phase organique alimentant le réacteur R comporte de l'acétone fraîche, la fraction légère provenant de la colonne à distiller Dl et recyclée via la conduite 5, la fraction légère provenant de la colonne à distiller D3 et recyclée via la conduite 13 et la phase organique issue du décanteur d2 et recyclée via la conduite 16.
La solution aqueuse alcaline (A) alimentant le réacteur R comporte une solution aqueuse d'hydroxyde alcalin frais et la phase aqueuse issue du décanteur dl et recyclée via la conduite 9.
Les exemples, qui suivent permettent d'illustrer la présente invention, mais ne sont en aucun cas limitatifs. Exemples
Exemple n°l :
La synthèse de l'isophorone est réalisée dans un réacteur tubulaire vertical en inox 316 L d'un volume de 815 mL avec un rapport L/D de 3, équipé d'une tubulure latérale positionnée à L/2 permettant de prélever un échantillon au milieu du réacteur.
La phase aqueuse alcaline et la phase organique constituée d'acétone fraîche, d'acétone recyclée et le cas échéant d'oxyde de mésityle recyclé et de produits de polycondensation recyclés sont respectivement préchauffées au travers de 2 échangeurs de chaleur électriques de façon à atteindre la température réactionnelle souhaitée au sein du réacteur.
Le réacteur tubulaire est préalablement rempli d'une solution aqueuse d'hydroxyde de sodium également préchauffée et d'une concentration pondérale en hydroxyde de sodium de 10 %.
L'alimentation des réactifs est assurée au moyen de pompes à piston.
Les conversions et sélectivités sont établies après une marche continue d'au moins 24 h afin de garantir des conditions réactionnelles stabilisées au sein du réacteur.
Le tableau 1 ci-dessous indique les conditions opératoires des essais opérés sous pression absolue de 40 bars dans le réacteur tubulaire avec une concentration hydroxyde de sodium de 20 g/L de la solution aqueuse alimentée.
Dans les tableaux 1 et 2 ci-dessous, OM signifie oxyde de mésityle ; C12 désigne les sous- produits de réactions en C12, c'est-à-dire les xylitones et/ou isoxylitones ; C15 désigne les sous- produits de réactions en C15, comme le C15H22O ; Cig désigne les sous-produits de réactions en Cig; ACE signifie acétone ; IPHO signifie isophorone et les sélectivités sont définies comme suit :
SP = sélectivité en produit P par rapport à l'acétone convertie
SIPHO = 100 x 3 x (nombre de moles d'IPHO formées) / nombre de moles d'ACE converties
SQM = 100 x 2 x (nombre de moles d'OM formées) / nombre de moles d'ACE converties
SC12 = 100 x 4 x (nombre de moles de C12H18O formées) / nombre de moles d'ACE converties
SC15 = 100 x 5 x (nombre de moles de C15H22O formées) / nombre de moles d'ACE converties
SC18 = 100 x 6 x (nombre de moles de Cigl- eO formées) / nombre de moles d'ACE converties avec : nombre de moles de P formées = (nombre de moles de P en sortie réacteur - nombre de moles de P recyclées à l'alimentation réacteur)
Les conversions et sélectivités sont calculées sur la base des compositions massiques des mélanges bruts en sortie de la zone réactionnelle ; les compositions sont déterminées par analyses chromatographiques en phase gazeuse.
Figure imgf000015_0001
Tableau 1
L'essai 1 est un essai comparatif, il illustre un procédé sans recyclage.
L'essai 2 est également un essai comparatif, il ne recycle que les fractions comportant l'oxyde de mésityle.
L'essai 3 est selon l'invention, il recycle que les fractions comportant les xylitones et/ou isoxylitones.
L'essai 4 est selon l'invention, il recycle l'ensemble des fractions comportant l'oxyde de mésityle et les xylitones et/ou isoxylitones.
Les essais 3 et 4 utilisent une succession de 5 colonnes à distiller et il recycle les fractions comportant des impuretés en C12, qui sont rétrogradables et les impuretés en C15.
Le tableau 2 ci-dessous indique les résultats obtenus.
Figure imgf000015_0002
Tableau 2
Les résultats des sélectivités en oxyde de mésityle (OM) et des xylitones et/ou isoxylitones (C12 totaux) permettent de constater que les recyclages de I' oxyde de mésityle et des xylitones et/ou des isoxylitones peuvent conduire à la suppression totale de leurs productions respectives.
L'exemple 3 montre que le recyclage de la seule fraction comportant les xylitones et/ou isoxylitones (C12 totaux) permet une augmentation de la sélectivité en isophorone, une augmentation du taux de conversion et une augmentation de la productivité.
L'exemple 4 montre que la sélectivité en isophorone (IPHO) de 74,4 % sans recyclage augmente ainsi à 85,6 % avec recyclages de oxyde de mésityle (OM) et des xylitones et/ou isoxylitones (C12 totaux).
La sélectivité négative en oxyde de mésityle exprime le fait que la quantité d'oxyde de mésityle en sortie du réacteur tubulaire est inférieure à celle en entrée ; ceci indique que non seulement le recyclage a empêché la formation d'oxyde de mésityle, mais a aussi permis de rétrograder l'excès de produit recyclé par rapport à l'équilibre réactionnel.
Ces essais montrent l'impact déterminant du recyclage de l'oxyde de mésityle et des xylitones et isoxylitones CiîHigO sur la sélectivité et la productivité en isophorone.
Exemple n°2 :
Le mode opératoire suivi est analogue à celui de l'exemple n°l mais en mettant en oeuvre un réacteur vertical tubulaire en inox 316 L d'un volume de 940 mL avec un rapport L/D de 18,5 et équipé de 3 tubulures latérales positionnées à L/3, L/2 et 2L/3 permettant de prélever des échantillons au tiers de la longueur du réacteur, au milieu du réacteur et au 2 tiers de la longueur du réacteur.
Le tableau 3 ci-dessous indique les conditions opératoires des essais :
Figure imgf000016_0001
Tableau 3
L'essai 5 est un essai comparatif, il illustre un procédé sans recyclage.
L'essai 6 est selon l'invention. Le procédé suivi est celui illustré à la figure 1, il utilise une succession de 5 colonnes à distiller et il recycle les fractions comportant des impuretés en C12, qui sont rétrogradables et les impuretés en C15.
Le tableau 4 ci-dessous indique les résultats obtenus.
Figure imgf000016_0002
Tableau 4
De même que pour l'exemple 1, un recyclage suffisamment important des xylitones et/ou isoxylitones permet d'éliminer totalement leur formation. A noter que des sélectivités négatives en d'oxyde de mésityle et en CuHigO expriment le fait que les quantités d'oxyde de mésityle et de CiîHigO en sortie du réacteur tubulaire sont inférieures à celles en entrée ; ceci indique que non seulement le recyclage a empêché la formation d'oxyde de mésityle et de CiîHigO mais a aussi permis de rétrograder l'excès de produits recyclés par rapport à l'équilibre réactionnel.
De plus, il est à noter que ces recyclages n'augmentent pas la formation des sous-produits lourds de condensation supérieurs CISH26O. La sélectivité en isophorone de 75,3% sans recyclage augmente ainsi à 93,0 % avec recyclages de l'oxyde de mésityle (OM) et des xylitones et/ou isoxylitones (C12 totaux).
L'économie sur l'acétone consommée dans les conditions de l'essai 6 par rapport à l'acétone consommée dans les conditions de l'essai 5 est ainsi de 0,32 kg d'acétone par kg d'isophorone produite.

Claims

Revendications
1. Procédé continu de synthèse en phase liquide d'isophorone par autocondensation alcaline de l'acétone comprenant les étapes successives suivantes : a) injection en continu au travers d'un réacteur tubulaire (R) :
-d'un flux d'une solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A), et
-d'un flux d'une solution organique comprenant de l'acétone et des sous-produits recyclés via l'étape g) puis b) réaction de condensation de l'acétone au sein du réacteur tubulaire (R), le réacteur contenant une émulsion comprenant majoritairement une phase aqueuse d'hydroxyde alcalin (B), la concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) au sein du réacteur tubulaire étant supérieure ou égale à 50 g/L puis c) distillation du mélange réactionnel issu du réacteur tubulaire (R), puis d) séparation du brut réactionnel concentré issu de la distillation de l'étape c) conduisant à une phase aqueuse alcaline et une phase organique contenant l'isophorone, de préférence neutralisation de la phase organique récupérée à l'issue de la séparation d) puis e) distillation de la phase organique contenant l'isophorone récupérée à l'étape précédente afin d'extraire majoritairement en pied de colonne (D2) les sous-produits de polycondensation et de récupérer en tête de colonne (D2) un flux comprenant majoritairement l'isophorone, puis f) distillation des sous-produits de polycondensation du pied de colonne (D2) issus de la distillation précédente, puis g) recyclage du flux issu de la tête de colonne de la distillation (D3) précédente comprenant des xylitones et/ou des isoxylitones vers le réacteur tubulaire (R).
2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) est une solution aqueuse d'hydroxyde de sodium ou d'hydroxyde de potassium.
3. Procédé selon la revendication 1 ou 2, caractérisé en ce que la concentration en hydroxyde alcalin de la phase aqueuse (B) présente au sein du réacteur tubulaire est comprise entre 50 et 200 g/L, de préférence entre 80 et 150 g/L et plus préférentiellement entre 100 et 150 g/L.
4. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la concentration de la solution aqueuse en hydroxyde alcalin (A) à l'alimentation est comprise entre 5 et 40 g/L, de préférence entre 10 et 40 g/L, et plus préférentiellement entre 15 et 35 g/L.
5. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que le rapport du débit pondéral du flux de solution aqueuse d'hydroxyde alcalin (A) alimentée (Qhydroxyde alcalin) et du débit pondéral du flux organique alimenté (Qorga) est compris entre 0,25 et 1,0, de préférence entre 0,4 et 0,8 et plus préférentiellement entre 0,5 et 0,7.
6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce que la température réactionnelle au sein du réacteur tubulaire est comprise entre 180 et 250 °C, et de préférence entre 200 et 230 °C, et la pression absolue au sein du réacteur tubulaire est comprise entre 30 et 50 bars, de préférence entre 35 et 45 bars, et encore plus préférentiellement entre 38 et 42 bars.
7. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes, caractérisé en ce qu'il comprend une étape de distillation h) du flux récupéré en tête de la colonne de distillation (D2) de l'étape e).
8. Procédé selon la revendication précédente, caractérisé en ce qu'il comprend une étape de distillation i) du flux récupéré en pied de la colonne de distillation (D4) de l'étape h).
9. Procédé selon la revendication précédente, caractérisé en ce qu'il comprend une étape de recyclage du flux récupéré en pied de la colonne de distillation (D5) de l'étape précédente vers la colonne de distillation (D2) de l'étape e).
10. Procédé selon l'une quelconque des revendications 7 à 9, caractérisé en ce qu'il comprend une étape de décantation du flux récupéré en tête de la colonne de distillation (D4) de l'étape h), puis une étape de recyclage de la phase organique vers le réacteur tubulaire (R).
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Citations (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR850334A (fr) 1938-03-19 1939-12-14 Carbide & Carbon Chem Corp Procédé pour préparer l'isophorone
US2344226A (en) 1941-05-31 1944-03-14 Shell Dev Production of isophorone
US2351352A (en) 1941-07-29 1944-06-13 Shell Dev Separation of by-products from isophorone
US2393510A (en) 1941-06-23 1946-01-22 Shell Dev Production of unsaturated ketones
US2399976A (en) 1943-01-28 1946-05-07 Shell Dev Production of isophorone and related products
US2419051A (en) 1944-12-05 1947-04-15 Shell Dev Hydrolysis of acetone autocondensation products
FR1042057A (fr) 1951-09-08 1953-10-28 Derives De L Acetylene Soc Ind Procédé de fabrication de l'isophorone
FR1238954A (fr) 1958-09-15 1960-08-19 Bergwerksgesellschaft Hibernia Procédé et dispositif pour la préparation de l'isophorone
FR1315788A (fr) 1961-11-30 1963-01-25 Hibernia Chemie Gmbh Procédé pour la préparation de produit de condensation de l'acétone, installation pour la mise en oeuvre du procédé ou procédé similaire et produits conformes àceux obtenus par le présent procédé ou procédé similaire
FR1316514A (fr) 1961-10-24 1963-02-01 Hibernia Chemie Gmbh Procédé d'obtention de produits revalorisables à partir des produits de condensation de l'acétone et installation pour sa mise en oeuvre
FR1316515A (fr) 1961-10-24 1963-02-01 Hibernia Chemie Gmbh Procédé pour l'obtention d'isophorone très pure, et installation pour la mise en oeuvre de ce procédé ou procédé similaire
FR2271191A1 (fr) 1974-05-15 1975-12-12 Bp Chem Int Ltd
FR2328686A1 (fr) 1975-10-20 1977-05-20 Bp Chem Int Ltd Procede de production d'isophorone
DD145096A1 (de) 1979-07-26 1980-11-19 Guenther Boehme Verfahren zur herstellung von isophoron
EP0640387A1 (fr) 1993-08-25 1995-03-01 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Procédé pour la préparation d'isophorone utilisant catalyseurs d'oxydes mixtes d'aluminium et de magnésium
CN102367223A (zh) 2011-10-18 2012-03-07 烟台万华聚氨酯股份有限公司 一种异佛尔酮的合成方法
CN102516051A (zh) 2011-10-18 2012-06-27 烟台万华聚氨酯股份有限公司 一种丙酮在碱性催化剂下液相缩合制备异佛尔酮的方法
EP2649032A1 (fr) 2010-12-08 2013-10-16 Evonik Degussa GmbH Procédé de production d'isophorone
EP2707352A1 (fr) 2011-05-13 2014-03-19 Evonik Degussa GmbH Procédé pour la préparation d'isophorone en présence d'au moins un agent antimousse dans la colonne des eaux usées dans la partie traitement
EP2837618A1 (fr) 2013-08-12 2015-02-18 Evonik Industries AG Hydrolyse de résidus issus de la production d'isophorone pour la production d'isophorone et acétone
CN106423126A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂及其制备方法
CN106423125A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂
CN106423124A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂和其制备方法

Patent Citations (23)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR850334A (fr) 1938-03-19 1939-12-14 Carbide & Carbon Chem Corp Procédé pour préparer l'isophorone
US2344226A (en) 1941-05-31 1944-03-14 Shell Dev Production of isophorone
US2393510A (en) 1941-06-23 1946-01-22 Shell Dev Production of unsaturated ketones
US2351352A (en) 1941-07-29 1944-06-13 Shell Dev Separation of by-products from isophorone
US2399976A (en) 1943-01-28 1946-05-07 Shell Dev Production of isophorone and related products
US2419051A (en) 1944-12-05 1947-04-15 Shell Dev Hydrolysis of acetone autocondensation products
FR1042057A (fr) 1951-09-08 1953-10-28 Derives De L Acetylene Soc Ind Procédé de fabrication de l'isophorone
FR1238954A (fr) 1958-09-15 1960-08-19 Bergwerksgesellschaft Hibernia Procédé et dispositif pour la préparation de l'isophorone
FR1316515A (fr) 1961-10-24 1963-02-01 Hibernia Chemie Gmbh Procédé pour l'obtention d'isophorone très pure, et installation pour la mise en oeuvre de ce procédé ou procédé similaire
FR1316514A (fr) 1961-10-24 1963-02-01 Hibernia Chemie Gmbh Procédé d'obtention de produits revalorisables à partir des produits de condensation de l'acétone et installation pour sa mise en oeuvre
FR1315788A (fr) 1961-11-30 1963-01-25 Hibernia Chemie Gmbh Procédé pour la préparation de produit de condensation de l'acétone, installation pour la mise en oeuvre du procédé ou procédé similaire et produits conformes àceux obtenus par le présent procédé ou procédé similaire
FR2271191A1 (fr) 1974-05-15 1975-12-12 Bp Chem Int Ltd
FR2328686A1 (fr) 1975-10-20 1977-05-20 Bp Chem Int Ltd Procede de production d'isophorone
DD145096A1 (de) 1979-07-26 1980-11-19 Guenther Boehme Verfahren zur herstellung von isophoron
EP0640387A1 (fr) 1993-08-25 1995-03-01 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Corporation Procédé pour la préparation d'isophorone utilisant catalyseurs d'oxydes mixtes d'aluminium et de magnésium
EP2649032A1 (fr) 2010-12-08 2013-10-16 Evonik Degussa GmbH Procédé de production d'isophorone
EP2707352A1 (fr) 2011-05-13 2014-03-19 Evonik Degussa GmbH Procédé pour la préparation d'isophorone en présence d'au moins un agent antimousse dans la colonne des eaux usées dans la partie traitement
CN102516051A (zh) 2011-10-18 2012-06-27 烟台万华聚氨酯股份有限公司 一种丙酮在碱性催化剂下液相缩合制备异佛尔酮的方法
CN102367223A (zh) 2011-10-18 2012-03-07 烟台万华聚氨酯股份有限公司 一种异佛尔酮的合成方法
EP2837618A1 (fr) 2013-08-12 2015-02-18 Evonik Industries AG Hydrolyse de résidus issus de la production d'isophorone pour la production d'isophorone et acétone
CN106423126A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂及其制备方法
CN106423125A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂
CN106423124A (zh) 2015-08-12 2017-02-22 中国石油化工股份有限公司 异佛尔酮催化剂和其制备方法

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