FR2589467A1

FR2589467A1 - Procedes pour la coproduction d'une monoamine aromatique et d'une diamine aromatique directement a partir de benzene ou d'un derive du benzene, et installation pour leur mise en oeuvre

Info

Publication number: FR2589467A1
Application number: FR8614959A
Authority: FR
Inventors: Earl George Adams; Robert Bridges Barker; Mark Jay Lossett; Larry Ivis Flowers
Original assignee: First Chemical Corp
Current assignee: First Chemical Corp
Priority date: 1985-11-01
Filing date: 1986-10-28
Publication date: 1987-05-07
Anticipated expiration: 2006-10-28
Also published as: CA1260958A; JPS62120347A; CH669953A5; IT1212210B; DE3636984A1; US4740621A; AU587154B2; KR940008911B1; KR870004936A; AU6459286A; GB2182330B; IT8683431A0; GB2182330A; FR2589467B1; GB8626257D0; NL8602711A; BE905671A

Abstract

L'INVENTION SE RAPPORTE A LA CHIMIE ORGANIQUE. ELLE CONCERNE NOTAMMENT UN PROCEDE CONTINU POUR LA COPRODUCTION D'ANILINE ET DE M-PHENYLENEDIAMINE, CARACTERISE EN CE QU'IL COMPREND LES ETAPES CONSISTANT A : A.DANS UNE PREMIERE ETAPE, FAIRE REAGIR DU BENZENE AVEC UN MELANGE D'ACIDE NITRIQUE ET D'ACIDE SULFURIQUE, CETTE REACTION ETANT REGLEE POUR DONNER UN MELANGE DE MONONITROBENZENE ET DE DINITROBENZENE; B.DANS UNE SECONDE ETAPE, SOUMETTRE LEDIT MELANGE DE MONONITROBENZENE ET DINITROBENZENE A UNE REACTION CONSISTANT A METTRE EN CONTACT LEDIT MELANGE EN PHASE GAZEUSE AVEC DE L'HYDROGENE EN PRESENCE D'UN CATALYSEUR POUR OBTENIR UN MELANGE D'ANILINE ET DE M-PHENYLENEDIAMINE; ET : C.SEPARER L'ANILINE ET LA M-PHENYLENEDIAMINE DUDIT MELANGE. UTILISATION PAR L'INDUSTRIE CHIMIQUE.

Description

258946?

La présente invention concerne principalement la coproduction d'une monoamine aromatique et d'une diamine aromatique, directement à partir de benzène ou d'un dérivé du benzène, par nitration réglée. Plus particulièrement, la présente invention concerne un procédé en deux étapes pour la coproduction à rendement élevé d'aniline et de m- phénylènediamine par nitration directe de benzène et

réduction subséquente.

La m-phénylènediamine a été couramment produite

par réduction de m-dinitrobenzène. Ce procédé est relati-

vement onéreux du fait que le m-dinitrobenzène utilisé est obtenu par la dinitration complète de benzène et qu'il est

ensuite séparé et purifié avant la réduction. Cette puri-

fication nécessite une réaction avec une substance, telle que le sulfite de sodium, qui fait passer dans une phase

aqueuse les o-dinitrobenzène et p-dinitrobenzène indé-

sirabies,d'o il résulte une grande quantité d'eau rési-

duaire, comme décrit, par exemple, dans le brevet des E.U.A. N 3 086 063. La m-phénylènediamine doit ensuite

être séparée des impuretés réactionnelles après la ré-

duction. La m-phénylènediamine a également été produite par la réduction de dinitrobenzène, la m-phénylènediamine

étant ensuite séparée des o-phénylènediamine et p-phény-

lènediamine. Bien que ce procédé soit moins onéreux que

le procédé ci-dessus, le dinitrobenzène utilisé est obte-

nu par dinitration complète de benzène et doit être extrait ou séparé du milieu réactionnel s us forme d'un solide. Plus récemment, le brevet des E.U.A. N 4 185 036 a décrit l'hydrogénation d'un mélange en phase liquide

d'un composé aromatique mononitré et d'un composé aro-

matique dinitré. Selon ce procédé, de l'hydrogène et un mélange liquide homogène ou hétérogène d'au moins 25 % en poids d'un composé aromatique dinitré et/ou au moins 25 % en poids d'un composé mononitré monoaminé et d'au moins 25 % en poids d'un composé aromatique mononitré non aminé sont amenés à r agir sous agitation énergique en

présence d'un catalyseur d'hydrogénation à une tempéra-

ture d'environ 75 à 225 C et sous une pression d'environ 0,34 à 5,52 MPa. Selon ce brevet, des produits nitrés purs ou relativement purs sont utilisés dans le procédé comme matières de départ pour produire un mélange des composés

monoaminés et diaminés qui sont ensuite séparés par dis-

tillation. Par conséquent, ce procédé est relativement onéreux car il est nécessaire de séparer et purifier les matières de départ et, ensuite, les produits finaux; et, de plus, les vitesses de réaction sont relativement lentes dans l'hydrogénation en phase liquide, d'o il résulte une forte consommation d'énergie et un faible

taux d'exploitation du réacteur.

Un but principal de la présente invention est de fournir un procédé relativement rapide et peu onéreux

pour la coproduction d'aniline et de m-phénylènediamine.

Un autre but de l'invention est de fournir un

procédé en deux étapes pour la coproduction directe d'ani-

line et de m-phénylènediamine à partir de benzène et d'acide nitrique, sans qu'il soit besoin d'isoler le dinitrobenzène

et d'en purifier un isomère.

Un autre but de l'invention est de fournir

un procédé pour produire de la m-phénylènediamine à par-

tir de benzène en un processus totalement continu.

Un autre but de l'invention est de fournir un procédé pour la coproduction directe d'une monoamine aromatique et d'une diamine aromatique à partir de benzène ou d'un dérivé de benzène et d'acide nitrique, sans qu'il soit besoin d'opération intermédiaire de séparation ou

de purification d'isomère.

Les buts ci-dessus ainsi que d'autres de l'inven-

tion sont atteints comme décrit ci-dessous.

Conformérent à la présente invention, dans une première étape, on fait réagir en phase liquide du benzène avec de l'acide nitrique en présence d'acide

sulfurique pour produire du mononitrobenzène et du m-di-

nitrobenzène en quantités majeures, et du o-dinitrobenzène et du p-dinitrobenzène en quantités mineures ou de l'ordre de traces. Cette première étape se caractérise par le fait que, dans un mode de mise en oeuvre préféré, le benzène est nitré dans deux réacteurs. Dans le premier rëacteur, le benzène est converti en mononitrobenzène9 et

dans un second réacteur, environ 40 à 20 % du mononitro-

benzène est converti en dinitrobenzène. Le pourcentage !0 de conversion en dinitrobenzène n'est critique que dans la mesure o il doit être inférieur à celui auquel se produit la crista:lisation du dinitrobenzène. A ce stade de la nitration, le dinitrobenzène est soluble dans le mononitrobenzène qui est à un point proche d'un point eutectique de la courbe de liquidus des mononitro- et dinitrobenzènes. Ceci est particulièrement avantageux car on peut effectuer la nitration en une seule étape sans extraction supplémentaire ni solvant ajouté. On remarque,

cependant, que même à ce taux relativement bas de nitra-

tion, la formation du dinitrobenzène est une réaction plus lente requérant des conditions plus énergiques que la formation du. mononitrobenzène. Par conséquent, dans un mode de mise en oeuvre préféré décrit du procédé, on envoie un mélange fort ou concentré d'acides nitrique et sulfurique dans le réacteur de dinitration en vue de la

formation du dinitrobenzène à partir de mononitrobenzène.

L'acide dilué résultant comme sous-produit de la réaction de dinitration et contenant un mélange d'acides nitrique et sulfurique et une petite quantité de dinitrobenzène 350 est envoyé dans le réacteur de mononitration ou il est mélangé à un supplément d'acides sulfurique et nitrique, et o il est mis à réagir avec le benzène pour former le mononitrobenzène. Il est donc établi entre les deux

rHacteurs une circulation à contre-courant de mononitro-

benzène et du sous-produit acide de dinitration. Cette circulation à contre-courant est avantageuse car, étant

donné que la mononitration nécessite un acide moins con-

centré, on utilise le meme acide sulfurique dans chaque réacteur, et, également, le dinitrobenzène dissous da3 le sous-produit acide de dinitration est extrait avec le benzène et le mononitrobenzène et recyclé dans le sys-

tème. Dans un autre mode de mise en oeuvre, le mono-

nitrobenzène est la matière de départ et il est nitré

jusqu'à former une solution à 40-20 % de dinitrobenzène.

Cet autre procédé n'offre pas les avantages mentionnés à propos du procédé à contre-courant. BEn variante de ces modes de mise en oeuvre, on peut utiliser des réacteurs auxiliaires en aval du racteur principal pour accroitre

le rendement des réactions de dinitration et de mononi-

tration. Dans une seconde étape, on soumet le mélange réactionnel de mono-et dinitrobenzène, sans séparation

des dinitrobenzènesni purification d'isomère, à une hydro-

génation en phase gazeuse en présence d'un catalyseur.

Les produits de la réaction sont l'aniline en quantité prédominante, la mphénylènediamine en une quantité moindre, et les o-phénylènediamine et pphénylènediamine en quantités de l'ordre de traces. Cette étape du procédé

se caractérise en ce qu'on effectue la réaction en phase ga-

zeuse et en ce que le produit liquide de la réaction, c'est-à-dire l'aniline, sert de diluant. On sépare par distillation les produits de la réaction. La réaction se déroule comme suit: Première Etape: N02 (a) 2 + HN03 H2S4 AO

Phase-

Liquide

NO2 NO2 NO2

(b) + HNO3H2t + + H20

Phase NO2 + o-dinitro-

Liquide 80-60% 20-40% benzène

+ p-dinitro-

benzène

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Deuxième étape:

NO2 NO2 NH2 NH2

tQI + C + H2 'saC') + tQH20 NO2 Phase NH2 + o-phénylène -60% 20-40% Gazeuse 80-60% 20-40% diamine + p-phènylbne diamine

Un avantage essentiel du procédé de la présen-

te invention réside dans la possibilité de passer direc-

tement du benzène aux produits aromatiques mono- et diaminés finaux sans recourir à une séparation ou une

purification d'isomère des matières intermédiaires, c'est-

à-dire le mononitrobenzène et le dinitrobenzène. Un autre avantage réside en ce qu'en raison de la possibilité d'effectuer la première étape de la réaction en phase liquide et la seconde étape de la réaction en phase gazeuse en utilisant l'aniline produite comme diluant, il est possible de préparer la m-phénylènediamine à haut point de fusion dans des appareils de traitement existants

relativement bon marché. On n'a ainsi pas besoin d'appa-

reillage spéciaux pour la préparation des matières à haut

point de fusion. Par conséquent, il est possible de pro-

duire comme coproduits de la production industrielle d'aniline ce qui jusqu'à présent constituait des "produits

chimiques de spécialitéY ou des produits chimiques néces-

sitant un traitement spécial. Ce procédé à deux étapes, o la première étape a lieu en phase liquide et la seconde

étape a lieu en phase gazeuse avec de l'aniline comme.

diluant, procure des avantages notables sur le plan indus-

triel. Un autre avantage important réside en ce qu'en utilisant la circulation à contre-courant des corps réagissants, c'est-à-dire le mononitrobenzène et le mélange d'acides nitrique et sulfurique dilués, entre les deux réacteurs dans la première étape du procédé, des rendements plus élevés et des durées de traitements plus courtes sont possibles, ce qui réduit la consommation d'énergie du processus. Bien que l'invention soit principalement décrite en référence à la coproduction d'aniline et de m-phénylènediamine, il sera évident pour le spécialiste que le procédé peut être mis en oeuvre pour produire direc-

tement des composés monoaminés et diaminés analogues à par-

tir d'un dérivé du benzène, avec formation des produits

nitrés et dinitrés intermédiaires. Le spécialiste recon-

natra également que l'on peut faire varier les conditions opératoires pour obtenir des composés plus fortement nitrés en augmentant la quantité d'acide nitrique et d'acide sulfurique utilisée dans la première étape de la réaction, Les exemples non limitatifs suivants décrivent

plus spécifiquement des modes de mise en oeuvre actuelle-

ment préférés de la présente invention en regard du dessin annexé sur lequel: la figure I représente un système de réacteurs pour la production de mononitro- et dinitrobenzènes à partir

de benzène ou de dinitrobenz&ne à partir de mononitro-

benzène, conformément à la première étape du procédé de la présente invention; la figure 2 représente un système de réacteurs pour l'hydrogénation en phase gazeuse de nitrobenzènes, conformément à la seconde étape du procédé de la présente invention; et la figure 3 représente une courbe de liquidus de

mélanges de mononitro- et dinitrobenzènes saturés d'eau.

En se reportant tout d'abord à la figure 1, on voit que le système de réacteurs utilisé dans la première étape du procédé de la présente invention comprend plusieurs réacteurs 3, 6 et 8 servant à effectuer un processus

continu de nitration en phase liquide. Ce système de réac-

teurs inclut les réacteurs nécessaires à la production directe de dinitrobenzène à partir de benzène. Toutefois, on peut également faire fonctionner ce système comme décrit ci-après dans l'exemple 1 en utilisant du mononitrobenzène comme principale matière d'alimentation pour produire du dinitrobenzène. En outre, on peut utiliser en association deux systèmes de ce type, comme décrit ci-après dans l'exemple 2, pour produire du mononitrobenzène et du dinitrobenzène directement à partir de benzène. Le système est entièrement construit en acier inoxydable. De plus, chaque réacteur du système contient un agitateur, non

représenté, et le liquide qui se trouve dans les réac-

teurs est bien agité du début à la fin de cette étape du procédé. Ine température réglée est maintenue par des échangeurs de chaleur internes, non représentés, se trouvant

dans chaque réacteur, comme cela est classique.

En se reportant à la figure 2, on voit que le système d'lhydrogénation utilisé dans la seconde étape du procédé met en oeuvre deux réacteurs 26 et 28 à phase gazeuse montés en série, qui comprennent chacun un lit de catalyseur. Comme décrit plus complètement dans les exemples, le système comprend, en plus des réacteurs, un réchauffeur de gaz 52 servant à chauffer les corps réagissants, des échangeurs de chaleur 36 et 38, un échangeur gaz-gaz 40, un condenseur 42, un compresseur 46, un séparateur gaz-liquide 44, un extracteur 20 et un purificateur 50. L'hydrogène gazeux est utilisé pour régler partiellement la température du systèmes Dans les exemples, toutes les parties sont

exprimées en poids, sauf indication contraire.

Exemple 1

Dans un procédé de production de m-phénylène-

diamine à partir de mononitrobenzène,en référence à la figure 1 du dessin, de l'acide sulfurique et de l'acide nitrique provenant d'entrées 1 et 2 sont prémélangés et introduits en continu dans le premier ou principal réacteur de nitration 3. Un courant organique 4 contenant essentiellement du nitrobenzène avec des quantités mineures de benzène et de dinitrobenzène est amené en continu du réacteur de lavage/nitration 6 au réacteur de nitration pracipeal 3 en passant - nr un séparateur centrifuge 5 o le H204 usé ainsi que des traces de IWO3 sont sépares HN3 en vue d'être régénérés. L'essentiel de la nitration du mononitrobenzène a lieu dans le réacteur de nitration principal 3. Cependant, dans le mode de mise en oeuvre

représenté, un réacteur auxiliaire 8 est utilisé pour accroî-

tre le rendement. Aimnsi, r mélange essentiellement constitué de nitrobenzène, dinitrobenzène, HSO4 et 20 O avec une petite quantitée de EFNO3 s'écoule continuellement depuis le réacteur 3, en passant par une entrée 7, dans le

réacteur de nitration auxiliaire 8 oh l'on laisse la réac-

tion se poursuivre jusqu'à la fin. Le mélange constituant le produit réactionnel du. réacteur 8 est retiré en continu et amené à traverser un séparateur centrifuge 9 oh l'acide dilué et les produits nitrés sont séparés. Les produits nitrés provenant du séparateur centrifuge 9, qui consistent essentiellement en nitrobenzène et dinitrobenzène avec un peu d'acide et de sous-produits dissous, sont lavés avec

NaOH et H20 pour éliminer les traces d'acides et de sous-

produits d'oxydation. L'acide dilué provenant du sépara-

teur centrifuge 9 est continuellement envoyé au réacteur de lavage/nitration 6 o il est mis à réagir avec un courant frais de mononitrobenzène avec une petite quantité

de benzène ajouté, qui arrive en continu par une entrée 11.

De l'eau est ajoutée selon les besoins par une entrée 12 pour réduire la concentration de l'acide dilué jusqu'à

environ 70 % de H2SO4. Le mélange issu du réacteur de la-

vage/nitration 6 est retiré en continu en passant par le séparateur centrifuge 5 o les matières organiques sont séparées de l'acide usé. Le courant organique 4 sortant du

séparateur 5, qui consiste essentiellement en mononitro-

benzène contenant une petite quantité de dinitrobenzène,

est envoyé au réacteur principal 3 comme mentionné ci-

dessus. Le courant d'acide usé 10 provenant du séparateur centrifuge 5, qui consiste essentiellement en H2SO4 à

%, peut être régénéré ou utilisé à d'autres usages.

Dans le mode de mise en oeuvre représenté, la réaction de nitration est réglée de façon à donner environ

% de mononitrobenzène et environ 30 % de dinitrobenzène.

Cependant, il est possible et éventuellement souhaitable de régler lerapport du mononitrobenzène au dinitrobenzène

dans une plage allant d'environ 60 % à 80 % de mono-

nitrobenzène pour 40 % à 20 % de dinitrobenzène. Dans les limites de cette plage, la réaction s'opère rapidement et

il n'est pas nécessaire d'utiliser un appareillage spé-

cial ou de recourir à des solvants pour éviter la cris-

tallisation du nitrobenzène et pour compenser d'autres caractéristiques du dinitrobenzène. Comme illustré sur la figure 3, un mélange, saturé d'eau, de mononitrobenzène et de dinitrobenzène est proche dans cette plage, d'un point eutectique de la courbe de liquidus. Ceci permet d'effectuer la nitration en une seule étape sans recourir

à une extraction supplémentaire et sans addition de solvant.

De plus, cette même solution réactionnelle de nitrobenzène et de dinitrobenzène peut être hydrogénée dans le système

décrit. Le taux de conversion du nitrobenzène en dinitro-

benzène peut être réglé dans les limites de la plage désirée en agissant sur l'alimentation en acide sulfurique et acide nitrique ou en agissant sur l'alimentation en nitrobenzène

du réacteur 3.

On met en route le système illustré sur la fi-

gure 1 en remplissant le récipient 6 et le récipient 3 de mononitrobenzène et de H2S04 à 70 % contenant un peu de HNO 3* Un courant d'alimentation de mononitrobenzène contenant 5 % de benzène est envoyé dans le réacteur de lavage/nitration 6 et un courant à débit préalablement calculé de H2S04 (à 98 %) et d'acide nitrique (à 63 %) est envoyé dans le réacteur de nitration principal 3o Les débits d'alimentation en mononitrobenzène, H2S304 et HN03 sont réglés pour donner la composition désirée du produit. Durant tout ce processus, la concentration de l'acide usé provenant du réacteur de lavage/nitration 6 est ajustée à 70 % par addition d'eau. Cet ajustement est

nécessaire afin de maintenir un faible taux de dinitro-

benzène dans l'acide usé. On échantillonne le système toutes les heures pour déterminer la composition en matières organiques et acides, et on ajuste les débits d'alimentation pour obtenir les résultats désirés. La

température des réacteurs est réglée durant toute la réac-

tion en fonction des résultats désirés. On enregistre ensuite les debits d'alimentation, la température et les compositions comme étant les conditions optimales de fonctionnement du système de réacteurs. Le rapport optimal des débits d'alimentation est de 3,2 parties de mononitrobenzène pour 3,18 parties de H2SO4 (à 98 %)

et 1,0 partie de HN03 (à 63 %).

Le produit organique de la réaction au niveau des réacteurs 3 et 8 se compose de mononitrobenzène (65 %)

et de dinitrobenzène (35 %). Le produit organique con-

tient une petite quantité d'acide. Après être passé par le séparateur 9, l'acide dilué a la composition suivante: H2S04, 77,7 %; HN03, 0,8 %; H20, 16,3 %; nitrobenzène, 2,4 %; et dinitrobenzène, 2,8 %. L'acide usé provenant du réacteur de lavage/nitration 6 contient 72,5 % de HS04, 0,04 % de HNO3 et des traces de mononitrobenzène et de dinitrobenzène. Le courant organique passant du réacteur de lavage/nitration 6 au réacteur de nitration principal

3 se compose de 91, 9 % de nitrobenzène, 4,6 % de dinitro-

benzène et 3,5 % de benzène. Dans les conditons optimales, les températures des réacteurs sont maintenues à 420C pour le réacteur de lavage/nitration 6, 53 C pour le réacteur de nitration principal 3, et 55 0C pour le réacteur de nitration auxiliaire 7. Le rapport du nitrobenzène au

dinitrobenzène est facilement maintenu dans la plage dési-

rée de 60 % à 80 % de mononitrobenzène pour 40 % à 20 % de dinitrobenzène en agissant sur l'alimentation en acides sulfurique et nitrique; ou en agissant sur l'alimentation en mononitrobenzène du réacteur 3. On n'observe aucune crista1lisation de dinltrobenzène durant ce processus, Le sous-produit actde ne contient que des traces de résidu

organique. Le mélange mononitrobenzène/dinitrobenzène obte-

nu commre produit est prêt pour la réduction après lavage avec NaOH/eau. On se réfère maintenant à la figure 2 pour la

seconde étape du procédé selon la présente invention.

Dans chacun des réacteurs 26 et 28 est disposé un lit de catalyseur et ces lits contiennent des volumes égaux de catalyseur d'hydroge-n-ation au cuivre. Ces lits sont reliés en série, des moyens étant prévus pour réguler

la température à l'entrée et à la sortie de chaque lit.

Des moyens sont prévus pour faire circuler de l'hydrogène à travers les lits et les échangeurs de chaleur, à une pression manométrique dtenviron 55,16 kPa et à un débit

de 25 fois le volume du lit par minute. Ce courant d'hydúo-

gène en circulation fournit l'hydrogène nécessaire au processus de réduction et sert également à absorber la chaleur de réaction. Le courant d'hydrogène évacue la chaleur des réacteurs à mesure quVelle est engendrée0 Ce courant d'hydrogène chauffé passe par des échangeurs de chaleur 36 et 38 et produit de la vapeur d'eau servant a la Durification du produit. Le courant d'alimentation en matière organique est atomisé dans le courant de gaz en circulation au moyen d'hydrogène neuf. Il s'avère qu'une bonne atomisation évite le dép8t de carbone à l'entrée du réacteur. L'hydrogène servant à l'atomisation remplace

également l'hydrogène consommé dansba réaction.

Une composition typique du courant d'alimenta-

tion du réacteur d'hydrogénation est comme suit: -

Aniline.**....* e................... 6,7 % en poids Phénylènediamine (tous isomères).. 3,0 % en poids Dinitrobenzène (tous isomères)..... 50 % en poids Benzène...........................0,1 % en poids

Mononitrobenzène.oo Le reste du courant d'ali-

mentation

anil ire et la dismine rroviennent de l'opération d'extrac-

tion effectuée au nîveau de l'extracteur 20 du système

qui extralt les composes azotés de >'Iealu de réaction pro-

venant d'un décanteur 48 et Également de l'eau arrivant en 18 de l'étape de puri9ication 50 du processus. Par cette

extraction, pratique.:ent tous les composes aminés sont re-

tirés du courant d'eau.

Comme le montre encore la figure 2, le courant d'alimentation de réacteur venant de l'extracteur 20 est divisé en deux courants 292 et 24 d'importance presque égale servant h alimenter les deux lits de réacteur 26

et 28. Le second -eater pourrait utiliser une a imen-

tation légèrement plus importante et rester encore à la température maximale désirée d'environ 316oC. Un poids

total plus élevé de matières traversant le second lit per-

met d'évacuer davantage de chaleur du système et d'uti-

liser une alimentation plus importante. Des vitesses typiques d'alimentation des réacteurs sont de 2,25 kg/jour/kg de catalyseur pour le premier réacteur et de 2,5 kg/jour/kg de catalyseur pour le second réacteur. A ces vitesses d'alimentation, les températures sont les suivantes: 181,7 C à l'entrée du réacteur 26; 2270C à la sortie du réacteur 26, avec des points chauds de 316 C; 2040C

à l'entrée du réacteur 28; 297 C à la sortie du réac-

teur 28, la plus haute température du lit étant de 300 C.

De l'hydrogène est envoyé continuellement à chacun des réacteurs 26 et 28 par les entrées respectives 30 et 32, en même temps que les matières organiques ou benzènes

nitrés d'alimentation à hydrogéner. Dans le mode de réali-

sation représenté, les corps organiques réagissants qui sont envoyés aux réacteurs sont chauffés par l'hydrogène

provenant du réchauffeur de gaz 52.

Comme le montre également la figure 2, les réacteurs 26 et 28, qui sont montés en série, ont entre eux

un échangeur de chaleur 36 qui sert à régler la tempéra-

ture à la sortie du réacteur 26. Un second échangeur de chaleur 38 se trouve à la sortie du réacteur 28, là encore pour régler la température du produit d'hydrogénation. Le produit d'hydrogénation passe de l'échangeur de chaleur 38 à un échangeur gaz-gaz 40, puis à un condenseur 42 et arrive dans un séparateur gaz-liquide 44. L'hydrogène retiré par le séparateur gaz-liquide 44 passe par un compresseur 46, par l'échangeur gaz-gaz 40 et par le réchauffeur de gaz 52 pour être utilisé dans les réacteurs. De cette manière,

l'hydrogène agit comme un moyen de régulation de tempé-

rature ou comme un puits de chaleur. Le liquide provenant du séparateur 44 passe par un décanteur 48 d'o le produit brut est ensuite dirigé vers une unité de purification 50 pour y subir une purification finale. L'eau provenant du décanteur 48 et de l'unité de purification 50 est dirigée

vers l'extracteur 20, comme mentionné ci-dessus.

Le produit du réacteur a été analysé et on a

trouvé que la phase organique avait la composition sui-

vante: Aniline...... ............... 72,7 % Phénylènediamine (tous isomères).... 26,6 % Composés lourds................. 0,1 % Benzène et composés légers.......... 0,7 % La teneur en benzène était due aux traces de benzène de la matière d'alimentation qui étaient retirées du produit pendant l'étape de purification et ensuite ramenées au système réactionnel par l'étape d'extraction. On n'a trouvé aucun composé nitré dans le produit du réacteur, et on n'a remarqué aucun signe de désactivation anormale du catalyseur. Durant une opération de production, on a

produit environ 28 123 kg de diamine. Après cette opéra-

tion de production, le catalyseur a été régénéré par oxy-

dation à l'air, réduit par l'hydrogène et il s'est révélé disposer de sa pleine activité. la m-phénylènediamine est facilement séparée par des techniques classiques

de purification.

Exemple 2

Ce mode de mise en oeuvre est conduit en uti-

lisant deux appareils de réaction de même conception que le système représenté sur la figure 1. On conduit ce mode de mise en oeuvre de façon à produire du dinitrobenzène (30-35 %) à partir de mononitrobenzène dans un Système de Réacteurs I et du mononitrobenzène à partir de benzène dans un Système de Réacteurs Il. Le sous-produit acide provenant du Système I est utilisé comme acide d'alimentation pour la mononitration du Système II, et le mononitrobenzène produit dans le Système II est utilisé comme matière d'alimentation pour la dinitration du Système I. On réalise de la sorte le processus à contre-courant comme décrit précédemment. On met en route le Système II et on l'amène à l'équilibre comme décrit dans l'exemple 1. Le réacteur principal du Système I est chargé en continu avec 4,03 parties de mononitrobenzène, 3,18 parties de H2SO4 (à 98 %) et 1,0 partie de HNO3 (à 63 %) Le système est sous bonne agitation à 580C. Le produit

organique se compose de mononitrobenzène (65 %) et de dini-

trobenzène (35 %), avec des traces d'acides et de sous-

produits d'oxydation. Le sous-produit acide provenant du Système I est introduit en continu dans le Système II avec 1,05 partie de benzène et un supplément d'acide se composant de 1,35 partie de HNO03 (à 63 %) et 1,0 partie de H2SO4 (à 98 %). Le système est sous bonne agitation à 55 C. Le

produit de cette réaction se compose essentiellement de mono-

nitrobenzène avec des traces de benzène et d'acide. Ce pro-

duit peut alors être utilisé comme matière d'alimentation pour ladinitration dans le Système I.

Exemple 3

Le benzène est remplacé par du toluène dans un procédé analogue au procédé de l'exemple 2. Le toluène est

tout d'abord nitré, et les produits de nitration sont hydro-

génés comme dans l'exemple 2 pour produire des isomères

mélangés de toluidine et des isomères mélangés de toluène-

diamine. On règle la composition du mélange réactionnel pour obtenir les proportiona désirées des produitse

Exemple

Dans le procédé de lt exemple 1, le mononitrobenzè-

ne est remplacé pazr du o-nitrotolune qui est nitré comme dans l'exemple 1. Le produit nitré, qui se compose essentiellement de o-nitrotolubnep 2, 4-dinitrotolune et 2,6-dinitrotolub.et est ensuite hydrogéné comme décrit dans l'exemple 1 pow? produire de la o-toluidine, de la et de la 2,6toluènediamino. On règle la composition du mélange IU réactionnel pour obtenir les proportions désirées des produites. Dans l'exemple 1 de la présente demande, ceest principalement du mononitrobenszène, et non du bezènse qui est envoyé dans le éacteur de lvage/niration 6 Dans l'exemple 2, pour décrire le %tehnique de circulatio bà

contre-tourant du mode préféré de mise ea owv-e de la pré-

sente invention, on utilise on association dex eystbmer séparés de réacteurs, essentiellement telo que représentés sur la figure 1 le systbme do la figure 1 peot cependant être utilisé tel qu'illustré dans u procédé continu purt produire on proportions déterminées du mononitrobenmzêe et du dinitrobenzène directement à partit de benzène. OC'est pour illustrer plus commodément les caractéristiques de l'invention que le système a été utilisé comme décrit dans

les exemples 1 et 20 En outre, conformément au présent pro-

cédé et comme le montrent les exemple 3 et 4, le benzène peut être remplacé par un dérivé de benzène pour coproduire des mono- et diamines. dans le procédé, le benzène ou le dérivé de benzène ont la structure: dans laquelle R et R1 sont chacun de l'hydrogène ou un

groupe alkyle ayant I à 5 atomes de carbone.

Le procédé décrit ici permet de travailler dans des plages de températures avantageuses. En particulier, les réactions de nitration peuvent être effectuées à des températures d'environ 30 à 85 C et, de préférence, au cas o l'on utilise plusieurs réacteurs, le réacteur de lavage/ nitrationr est à une température d'environ 35 à 55 C; le

réacteur de nitration principal est à une température d'envi-

ron 40 à 70 C; et, s'il est utilisé, le réacteur de nitra-

tion auxiliaire est à une température d'environ 45 à 70cC.

Etant effectuée en pXase gazeuse, la réaction d'hydrogénation donne des rendements éleves eni utilisant des catalyseurs à base de métaux non nobles, tels que le cuivre, ce qui abaisse encore le coat du procédé. Du fait que le mélange réactionnel est à phases gazeuses hétérogènes, le lit de catalyseur reste en place, ce qui supprime la nécessité d'une filtration

comme c'est le cas dans le procédé discontinu en phase li-

quide. Le catalyseur u'ilis' dans la réaction en phase gazeuse est un catalyseur hétérogène, par opposition à un catalyseur homogène, ce qui offre égal.ement un avantage économique. Du fait que la réaction à temperature élevées s'effectue sans

mise sous pression, les faits d'établissement de l'installa-

tion sont réduits.

TJn autre avantage important du procédé à contre-

courant décrit ici réside dans la nature des sous-produits.

La dinitration du benzène produit un acide usé qui contient de grandes quantités de dinitrobenzène, de composésphénoliquoe et d'autres sousproduits oxydés. En partant de benzène et

en mettant en oeuvre le procédé de circulation à contre-

courant, comme décrit à titre de mode de mise en oeuvre préféré de la présente invention, on produit un acide usé qui équivaut sensiblement à l'acide usé obtenu dans un processus

de mononitration. Cet acide usé est "propre" et il est nota-

blement plus facile à traiter dans un procédé de récupé-

ration -par exemple par concentration- ou pour un emploi di-

rect -par exemple dans une installation de production

d'acide phosphorique.

Un avantage majeur de la réaction d'hydrogéna-

tion de la présente invention réside en ce que la charge d'alimentation destinée à la réaction est un liquide, ce

autorise l'utilisation directe du produit réactionnel liqui-

de obtenu à l'étape de nitration du procédé. La réduction des composés mononitrés produit moins de chaleur par mole et modère la température de la réaction. En outre, il se manifeste un effet de synergie dans]a cor6uction des mono- et dinitrobenzènes en ce qu'il se forme moins de carbone dans la réduction d'un composé dinitré lorsqu'un composé mononitré est coréduit avec le composé dinitré. Cet effet de synergie, par lequel il se forme moins de carbone, permet une plus grande longévité du catalyseur, ce qui prolonge la durée d'opération et abaisse les coâts de production. En outre, la grande quantité de monoamine présente dans

le produit des réacteurs extrait la majeure partie des diami-

nes hydrosolubles de l'eau de réaction, ce qui simplifie la purification du produit final. Par cela même que la monoamine

extrait la diamine de l'eau de réaction, elle empoche éga-

lement que l'eau ne soit fortement soluble dans la phase organique et supprime la nécessité de séparer de grandes

quantités d'eau par distillation dans le processus de puri-

fication. Cette particularité conduit à d'importantes économies d'énergie et autorise l'emploi d'un appareillage

de distillation plus petit pour une quantité donnée de pro-

duit. Les avantages susmentioennés ainsi que d'autres du procédé de coproduction de la présente invention ressortent

* clairement de la description ci-dessus.

Il va de soi que l'on peut apporter diverses modifications aux modes de réalisation décrits et représentés

sans pour autant sortir du cadre de la présente invention.

Claims

REVENDIC.TIONS

1. Procédé continu en deux étapes pour la co-

production d'aniline et de m-phénylènediamine par nitration directe de benzène, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes consistant à: (A) dans une première étape, faire réagir du benzène avec un mélange d'acide nitrique et d'acide sulfurique, cette réaction étant réglée pour donner un mélange d'environ 60 % à environ 80 % de mononitrobenzène et de 40 % à 20 % de dinitrobenzène;

(B) dans une seconde étape, soumettre ledit mélange de mono-

nitrobenzène et dinotrobenzène de l'étape (A) à une réaction d'hydrogénation en phase gazeuse consistant à mettre en contact ledit mélange en phase gazeuse avec de l'hydrogène en présence d'un catalyseur pour obtenir un mélange contenant environ 60 % à environ % d'aniline et environ 40 % à environ 20 % de m-phénylènediamine; et

(C) séparer l'aniline et la m-phénylènediamine dudit mélange.

2. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que dans la première étape, le benzène est mis à réagir avec les acides nitrique et sulfurique en deux temps dont le premier consiste à faire réagir un mélange

d'acides nitrique et sulfurique concentrés avec du mononitro-

benzène pour obtenir un mélange d'environ 60 % à environ 80 % de mononitrobenzène et environ 40 % à environ 20 % de dinitrobenzène mélangé à un mélange d'acides sulfurique et nitrique dilués; et dont le second consiste, après avoir

séparé lesdits mononitrobenzène et dinitrobenzène du mélan-

ge d'acides, à faire réagir lesdits acides sulfurique et

nitrique dilués avec du benzène pour obtenir du mononitroben-

zène, ce mononitrobenzène étant uitlisé dans le premier de

ces deux temps.

3. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que la nitration du benzène est réglée de manière que ledit mélange de mononitrobenzène et dinitrobenzène contienne

oriviron 70 % de mononitrobenzène et environ 30 % de dîni-

rrobenzène o

4. Procédé selon la revendication 1, caractérisé en ce que dans l'étape (B), l'hydrogénation est effectuée en faisant passer ledit mélange de mononitrobenzène et dini- trobenzène sous forme gazeuse à travers un lit de catalyseur,

en présence d'hydrogène gazeux.

5. Procédé selon la revendication 4, caractérisé en ce que le lit de catalyseur est divisé en deux parties

reliées en série, chacune des deux parties du lit de cata-

lyseur étant alimentée par environ 50 % du mélange de mono-

nitrobenzène et dinitrobenzène.

6. Procédé selon la revendication 5, caractérisé

en ce que l'aniline est utilisée comme diluant dans le pro-

duit d'hydrogénations

7. Installation pour la coproduction d'aniline et de m-phénylènediamine en un procédé en deux étapes par

nilratiorn directe de benzène, caractérisée en ce qu'elle com-

prend, pour la première étapes des moyens de réaction comprenant un premier moyen pour réaliser un contact intime

de matières à l'intérieur des moyens de réaction, Eu deu-

xième moyen pour introduire un mélange d'acide nitrique et d'acide sulfurique concentrés dans lesdits moyens de réaction et un troisième moyen pour introduire du benzène dans lesdits moyens de réaction, et un moyen de séparation pour séparer les produits réactionnels desdits moyens de

réaction en un premier courant d'un mélange de mononitro-

benzène et de dinitrobenzène et un second courant d'acides nitrique et sulfurique dilués; et pour la seconde étape, des moyens d'hydrogénation pour hydrogéner ledit mélange de mononitrobenzène et dinitrobenzène afin d'obtenir de l'aniline et de la m-phénylènediamine, incluant un premier moyen pour recevoir ledit mélange de mononitrobenzène et dinitrobenzbne, un deuxième moyen pour maintenir ledit

mélange en phase gazeuse tandis qu'il est en présence du pro-

duit servant de diluant, et un troisième moyen-pour mettre en contact avec ae l'hydrogène gazeux ledit mélange en phase

gazeuse en Drésence dudit diluant.

8. Installation selon la reendication 7, carac-

térisée en ce que les moyens de réaction de la première étape se composent de plusieurs réacteurs comprenant un premier réacteur (3) incluant un premier moyen pour réaliser un contact intime des matières à l'intérieur de ce réacteur,

un deuxième moyen pour introduire un mélange d'acide sulfu-

rique et d'acide nitrique concentrés dans ce réacteur et un troisième moyen pour introduire du mononitrobenz??ne dans ce réacteur, et un second réacteur (6) incluant un premier

moyen pour réaliser un..ontact intime des matières à l'inté-

rieur de ce second réacteur, un deuxième moyen pour intro-

duire du benzène dans ce réacteur, et un troisième moyen pour introduire un mélange d'acides nitrique et sulfurique dilués dans ce second réacteur, de façon à réaliser un contact

intime entre le benzène et le mélange d'acides afin de pro-

duire du mononitrobenzène; d'un moyen de séparation (9)

disposé entre lesdits premier et second réacteurs pour sépa-

rer les produits réactionnels dudit premier réacteur en un premier courant de dérivés du benzène nitrés et un second courant d'acides nitrique et sulfurique dilués, un moyen étant prévu pour acheminer ce second courant d'acides dilués audit second réacteur; et d'un moyen de séparation (5)

relié audit second réacteur pour séparer ledit mononitro-

benzène de l'acide sulfurique usé et de l'acide nitrique

usé, un moyen étant prévu pour acheminer ledit mononitro-

benzène de ce moyen de séparation audit premier réacteur.

9. Procédé continu en deux étapes pour la co-

production d'une monoamine aromatique et d'une diamine aromatique par nitration directe de benzène ou d'un dérivé de benzène, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes consistant à:

(A) dans une première étape, faire réagir un composé benzé-

nique répondant à la formule:

R1 -( R

dans laquelle R et R1 représentent chacun de l'hydrogène ou un groupe alkyle de 1 à 5 atomes de carbone, avec un mélange d'acide nitrique et d'acide sulfurique, cette réaction étant réglée pour donner un mélange d'environ % à environ 80 % de composé benzénique mononitré et % à 20 % de composé benzénique dinitré;

(B) dans une seconde 6tape, soumettre ledit mélange de com-

posé mononitré et dinitré de l'étape (A) à une réaction d'hydrogénation en phase gazeuse consistant à mettre en

contact ledit mélange en phase gazeuse avec de l'hydro-

gène en présence d'un catalyseur pour obtenir un mélange contenant environ 60 % à environ 80 % de la monoamine aromatique et environ 40 % à environ 20 % de la diamine aromatique; et (0) séparer la monoamine aromatique et la diamine aromatique

dudit mélange.

10. Procédé selon la revendication 9, caractérisé en ce que, dans la première étape, ledit composé benzénique est amené à réagir avec les acides nitrique et sulfurique en deux temps dont le premier consiste i faire réagir un mélange d'acides nitrique et sulfurique concentrés avec le

composé benzénique mononitré pour obtenir un mélange d'envi-

ron 60 % à environ 80 % de composé benzénique mononitré et d'environ 40 % à environ 20 % de composé benzénique dinitré mélangé à un mélange d'acides sulfurique et nitrique dilués et dans le second temps, après avoir séparé lesdits composés benzéniques mononitré et dinitré dudit mélange d'acides, lesdits acides sulfurique et nitrique dilués sont mis à réagir avec ledit composé benzénique pour obtenir le composé benzénique mononitré, ce composé benzénique mononitré étant

utilisé dans le premier de ces deux temps.

our 11, Installatiod /la coproduction d'une monoamine aromatique et d'une diamine aromatique en un procédé en deux

étapes par nitration directe d'un composé benzénique répon-

dant à la formule:

R1 --R.

R 3.R

dans laquelle R et R1 représentent chacun de l'hydrogène ou un groupe alkyle de I à 3 atomes de carbone, caractérisé en ce qu'elle comprend, pour la première étape, des moyens de réaction comprenant un premier moyen pour réaliser un contact intime de matières h l'intérieur des moyens de réaction, un deuxième moyen pour introduire un mélange d'acide nitrique et d'acide sulfurique concentres dans lesdits moyens de réaction et un troisième moyen pour introduire le composé benzénique dans lesdits moyens de réaction, et un moyen

de séparation pour séparer les produits réactionnels des-

dits moyens de réaction en un premier courant d'un mélange de composé benzénique mononitré et de composé benzénique

dinitré et en un second courant d'acides nitrique et sulfu-

rique dilués; et, pour la seconde étape, des moyens d'hydro-

génation pour hydrogéner ledit mélange de composé benzénique mononitré et de composé benzénique dinitré afin d'obtenir la monoamine aromatique et la diamine aromatique, comprenant un premier moyen pour recevoir ledit mélange de composé benzénique mononitré et de composé benzénique dinitré, un deuxième moyen pour maintenir ledit mélange en phase gazeuse,

et un troisième moyen pour mettre en contact avec de l'hydro-

gène gazeux ledit mélange en phase gazeuse en présence dudit diluant.