【発明の詳細な説明】
アクリル酸およびメタクリル酸の製造方法
本発明は、アクリル酸およびメタクリル酸の製造方法に関する。
アクリル酸およびメタクリル酸は、重要な基本化学物質である。該酸の極めて
反応的な二重結合ならびに酸の機能に基づいて、該酸は特にポリマーを製造する
ためのモノマーとしての使用に適切である。製造されるアクリル酸モノマーのほ
とんどの量は、重合前にエステル化されて例えば接着剤、分散液または塗料にな
る。製造されるアクリル酸モノマーのわずかな部分のみが直接重合されて、例え
ば「高吸収体(superabsorber)」になる。一般にアクリル酸の直接重合のために
は純度の高いモノマーが要求される一方で、アクリル酸をエステル化する場合に
は該酸の純度に対する要求はそれほど高くない。
アクロレインを経由して２工程で２００〜４００℃の間の温度で固体の凝集状
態で存在する触媒上で分子酸素を用いてプロペンを不均一触媒作用により気相酸
化することによりアクリル酸を製造できることは周知である（例えば、ＤＥ−Ａ
１９６２４３１、ＤＥ−Ａ２９４３７０７、ＤＥ−Ｃ１２０５５０２、ＤＥ−Ａ
１９５０８５５８、ＥＰ−Ａ０２５７５６５、ＥＰ−
Ａ０２５３４０９、ＤＥ−Ａ２２５１３６４、ＥＰ−Ａ０１１７１４６、ＧＢ−
Ｂ１４５０９８６およびＥＰ−Ａ０２９３２２４を参照のこと）。この場合、多
成分の酸化触媒、例えば元素モリブデン、ビスマスおよび鉄の酸化物（第一工程
で）もしくはモリブデンおよびバナジウムの酸化物（第二工程で）をベースとす
るものをそれぞれ使用する。
ＤＥ−Ｃ２１３６３９６から、ジフェニルエーテル７５重量％およびジフェニ
ル２５重量％からなる混合物（このような市販の混合物は「ジフィール(Diphyl)
」と称する）での向流吸収によりプロペンまたはアクロレインを触媒酸化する際
に得られる反応ガスからアクリル酸を分離することが公知である。さらにＤＥ−
Ａ２４４９７８０から、向流吸収の前に、直接凝縮器（クエンチング装置）中で
溶剤を部分的に蒸発させることによる、高温の反応ガスの冷却方法が公知である
。その際ならびにその他のプロセス工程での問題は、装置内で固体が発生するこ
とであり、該固体はプラントの利用度を低下させる。ＤＥ−Ａ４３０８０８７に
よれば、前記の固体の発生を、ジフェニルエーテルおよびジフェニル（ジフィー
ル）からなる比較的無極性の溶剤混合物に極性溶剤、例えばジメチルフタレート
を０．１〜２５重量％の量で添加することにより減少することができる。その際
の欠点は、吸収工程で使用される溶剤の、酢酸およびアクリル酸に対する選択率
が比較的低いことにより、その後の精製工程で蒸留による複雑な分離、ひいては
高価な分離コストが必要であることである。これはアクリル酸への高い熱負荷と
結びついており、このことはオリゴマーおよびポリマーの形成による生成物の損
失につながる。
アクリル酸含有反応混合物の、高沸点溶剤混合物への前記の吸収とならんで、
その他の公知のプロセスは触媒酸化の間に形成される反応水およびアクリル酸の
完全な凝縮が考慮される。その際、アクリル酸水溶液が生じ、該溶液は共沸剤を
使用する蒸留工程を介して（ＤＥ−Ｃ３４２９３９１、ＪＰ−Ａ１１２４７６６
、ＪＰ−Ａ７１１８７６６、ＪＰ−Ａ７１１８９６６−Ｒ、ＪＰ−Ａ７１１８９
６８−Ｒ、ＪＰ−Ａ−７２４１８８５）または抽出工程（ＤＥ２１６４７６７、
ＪＰ−Ａ５８１４０−０３９およびＪＰ−Ａ４８０９１０１３）を介してさらに
後処理することができる。ＥＰ−Ａ０５５１１１１では、触媒気相酸化により製
造されるアクリル酸および副生物の混合物を吸収塔で水と接触させ、かつ得られ
た水溶液を、極性の低沸点物質、例えば水または酢酸と共沸混合物を形成する溶
剤の存在下で蒸留している。ＤＥ−Ｃ２３２３３２８は、水性ブタノール−アク
リル酸−エステル化流出液から有機溶剤の特殊な混合物での抽出によるアクリル
酸の分離を記載している。
アクリル酸の前記の製造方法の種類とは無関係に、
こうして得られた生成物の品質は一般に、ここから販売可能な製品を重合できる
ためには十分ではない。さらにポリアクリル酸に加工する際に、特に（触媒作用
による気相酸化中に形成される）酢酸、プロピオン酸およびアルデヒドにより阻
害される。例えばＡＧＨＣ（炭酸水素アミノグアニジン）またはＮＨ2ＮＨ2での
化学的な前処理（例えばＥＰ−Ａ０２７０９９９、ＰＴ−Ａ７８７５９、ＰＴ−
Ａ８１８７６、ＵＳ−Ａ３７２５２０８−Ｓ）および蒸留によるその後の精製工
程により、アルデヒドを除去できることは公知である。同時に酢酸を分離する。
このようにして精製したアクリル酸は、例えば「高吸収体」の製造に適切である
。アクリル酸をエステル化すると、酢酸から相応する酢酸エステルが生じ、該エ
ステルを蒸留により除去しなくてはならない。強酸性のエステル化条件下でアル
デヒドはプラントを汚染する樹脂化生成物を生じる。
従って実質的にアクリル酸の全てのその後の加工プロセスは、同一の第二成分
、つまり酢酸、プロピオン酸およびアルデヒドにより妨げられる。アクリル酸の
蒸留は、高い熱負荷およびこのことに関連してアクリル酸がダイマー、オリゴマ
ーまたはポリマーを形成する強い傾向のために問題がある。さらにこの場合、類
似した沸点を有する第二成分、特にプロピオン酸を分離することができない（ア
クリル酸の沸点は１４１．６℃、プロピオン酸の沸点は１４０．９℃）。
ＥＰ−Ａ００７１２９３には、ラクタム、例えばＮ−メチル−２−ピロリドン
を使用する、カルボン酸、例えば（メタ）アクリル酸の、ギ酸、酢酸、およびプ
ロピオン酸含有流からの選択的吸収が記載されている。ＢＥ６９４２０９は、例
えばプロペンまたはイソブテンの酸化により、水での洗浄後に直接得られるアク
リル酸またはメタクリル酸含有水溶液から、Ｎ原子のところで、Ｃ6〜Ｃ20原子
を有する特定の炭化水素基により置換されているラクタムでの抽出による、該酸
の分離に関する。前記のラクタム、例えばピロリドンに、エーテルまたはエステ
ルを添加することができる。欠点は、蒸留によるピロリドンからの（メタ）アク
リル酸の分離は、以下で例中にも示すように、工業的にほとんど不可能なことで
ある。
従って本発明の課題は、前記の望ましくない第二成分、特に酢酸およびプロピ
オン酸を最小限の分離コストで除去し、かつ粗製アクリル酸または粗製メタクリ
ル酸を、工業的により容易でかつより経済的な方法で提供し、かつ生成物を有害
な作用から保護する、アクリル酸またはメタクリル酸の改善された製造方法を提
供することである。
意外なことに、ラクタムと極性有機溶剤との溶剤混合物は、吸収の際に、従来
使用されている溶剤または溶剤混合物の場合よりも、アルカン酸、例えば酢酸、
プロピオン酸、およびアルケン酸、例えばアクリル酸
またはメタクリル酸に対して実質的により良好な選択性を有していることが判明
した。さらに新規の溶剤混合物のより低い沸点のために、アクリル酸またはメタ
クリル酸の蒸留の間の熱負荷がより低い。
従って本発明は、以下の工程：
（ａ）実質的にＣ3−／Ｃ4−アルカン、アルケン、アルカノールおよび／または
アルカナールおよび／またはこれらの前駆物質の、アクリル酸またはメタクリル
酸への触媒気相酸化の反応混合物の組成を有する、アクリル酸またはメタクリル
酸を含有する気体状の反応生成物の製造、
（ｂ）少なくとも１種の極性有機溶剤に溶解した少なくとも１種のラクタムから
なる溶剤混合物での反応生成物の吸収、および
（ｃ）粗製アクリル酸または粗製メタクリル酸および溶剤混合物を得るための、
反応生成物含有溶剤混合物の蒸留
を含む、アクリル酸および／またはメタクリル酸の製造方法に関する。
本発明の有利な実施態様は、関連する請求項２以降に定義されている。本発明
のその他の有利な特徴を以下の詳細な説明、請求項２以降、図および実施例で説
明する。
図面は以下の通りである：
図１は、本発明の有利な実施態様によるアクリル酸
の製造のためのフローチャートである。
図２は、例３〜８による種々の溶剤混合物に関する蒸留フラクションに対する
アクリル酸分離率の図である。工程（ａ）
工程（ａ）では、実質的にＣ3−およびＣ4−アルカン、−アルケン、−アルカ
ノールおよび／または−アルカナールおよび／またはこれらの前駆物質の、アク
リル酸またはメタクリル酸への触媒気相酸化の反応混合物の組成を有する気体状
の生成物混合物を製造する。生成物の気体混合物は特に有利には、プロペン、ア
クロレイン、ｔ−ブタノール、イソブテン、イソブタン、イソブチルアルデヒド
、メタクロレイン、イソ酪酸またはメチル−ｔ−ブチルエーテルの触媒作用によ
る気相酸化により製造される。出発化合物として、気相酸化の間に中間的に実際
のＣ3−／Ｃ4−出発化合物を形成する、前記の化合物の全ての前駆物質を使用し
てもよい。メチル−ｔ−ブチルエーテルまたはイソ酪酸がメタクリル酸の製造の
ための例としてあげられる。
プロペンおよび／またはアクロレインのアクリル酸への触媒気相反応は、特に
有利には公知の方法により分子酸素を使用して、特に前記の刊行物に記載されて
いるように行う。この場合、有利には２００〜４５０℃の間の温度で、および場
合により高めた圧力で実施
する。有利には不均一触媒として、第一工程（アクロレインへのプロペンの酸化
）でモリブデン、ビスマスおよび鉄の酸化物を、および第二工程（アクリル酸ヘ
のアクロレインの酸化）でモリブデンおよびバナジウムの酸化物をベースとする
多成分酸化触媒である。プロパンを出発材料として使用する場合、該物質を、例
えばCatalysis Today 24(1995)、３０７〜３１３頁またはＵＳ−Ａ５５１０５５
８に記載されているような触媒作用による酸化物の水和により、例えばＣＮ−Ａ
−１１０５３５２に記載されているような均質な酸化物水和により、または例え
ばＥＰ−Ａ０２５３４０９、ＥＰ−Ａ０２９３２２４またはＥＰ−Ａ０１１７１
４６に記載されているような触媒作用による脱水によりプロペン／プロパン混合
物に変換してもよい。プロペン／プロパン混合物を使用する場合は、プロパンが
希釈ガスとして作用する。適切なプロペン／プロパン混合物はさらにリファイナ
リープロペン（プロペン７０％およびプロパン３０％）またはクラッカープロペ
ン（プロペン９５％およびプロパン５％）である。基本的にプロペン／プロパン
混合物、例えば前記のものは、酸素または空気または任意の組成の窒素と酸素と
の混合物で酸化してアクロレインおよびアクリル酸を製造することができる。
プロペンのアクリル酸への変換は、強発熱性である。反応ガスは、出発物質お
よび生成物とならんで、有
利には希釈ガス、例えばリサイクルしたガス（以下を参照のこと）、空気窒素、
１種以上の飽和Ｃ1〜Ｃ6炭化水素、特にメタンおよび／またはプロパンおよび／
または水蒸気を含有しているので、わずかな反応熱を吸収できるのみである。使
用される反応器の種類は制限されないが、多くの場合、多管式熱交換機を使用し
、該反応器には酸化触媒が充填されている。というのはこのような熱交換器の場
合、反応の際に発生する熱のほとんどを、冷却される管表面での対流および輻射
により除去することができるからである。
触媒作用による気相酸化では、純粋なアクリル酸ではなく、アクリル酸以外に
、第二成分として実質的に未反応のアクロレインおよび／またはプロペン、水蒸
気、一酸化炭素、二酸化炭素、窒素、プロパン、酸素、酢酸、プロピオン酸、ホ
ルムアルデヒド、その他のアルデヒド、および無水マレイン酸を含有していても
よい気体混合物が得られる。通常、反応生成物混合物は、そのつど全反応混合物
に対して、アクリル酸１〜３０重量％、プロペン０．０５〜１重量％およびアク
ロレイン０．０５〜１重量％、酸素０．０５〜１０重量％、酢酸０．０５〜１重
量％、プロピオン酸０．０１〜２重量％、ホルムアルデヒド０．０５〜１重量％
、アルデヒド０．０５〜２重量％、無水マレイン酸０．０１〜０．５重量％およ
び不活性希釈ガス２０〜９８重量％、有利には５０〜９８重量％を含有している
。不活性希釈ガスとして、そのつど希釈ガス１００重量％に対して、特に飽和Ｃ1
〜Ｃ6炭化水素、例えばメタンおよび／またはプロパン０〜９０重量％、さらに
水蒸気１〜３０重量％、炭素酸化物０．０５〜１５重量％および窒素０〜９０重
量％が含有されている。
メタクリル酸は、アクリル酸と同様に、分子酸素を使用してＣ4出発化合物の
触媒気相反応により製造することができる。特に有利にはメタクリル酸は、例え
ばイソブテン、イソブタン、ｔ−ブタノール、イソブチルアルデヒド、メタクロ
レインまたはメチル−ｔ−ブチルエーテルの触媒作用による気相酸化により得ら
れる。触媒として遷移金属（例えばＭｏ、Ｖ、Ｗおよび／またはＦｅ）の混合酸
化物触媒を使用する。特に適切な方法は、特にメタクロレインをｔ−ブタノール
、イソブタンまたはイソブテンの気相中での触媒酸化により、あるいはＥＰ−Ｂ
００９２０９７またはＥＰ−Ｂ００５８９２７によるホルムアルデヒドとプロピ
オンアルデヒドとの反応により製造する場合には、メタクロレインから出発する
製造方法である。従って（１）プロピオンアルデヒドとホルムアルデヒドとの（
触媒として第二アミンの存在下での）縮合によるメタクロレインの形成、および
（２）引き続きメタクロレインの酸化によるメタクリル酸の形成により、メタク
リル酸を２工程で製造する可能性が生じる。
アクリル酸の製造の場合と同様に、純粋なメタクリ
ル酸ではなく、メタクリル酸とならんで、第二成分として実質的に未反応のメタ
クロレインおよび／または水蒸気、一酸化炭素、二酸化炭素、窒素、酸素、酢酸
、プロピオン酸、その他のアルデヒドおよび無水マレイン酸を含有していてもよ
い気体混合物が得られる。本発明による方法は特に、反応混合物が全反応混合物
に対してメタクリル酸１〜３０重量％、およびその他に実質的にアクリル酸の製
造においてと同様の相応する成分を含有している場合に使用される。
以下で工程（ｂ）および（ｃ）および図において使用する「アクリル酸」とい
う概念を使用する場合、その他の記載がなければ、相応してメタクリル酸にも該
当する。工程（ｂ）
工程（ｂ）では、アクリル酸および反応ガス（反応生成物）の第二成分の一部
を溶剤混合物での吸収により分離する。本発明によれば、溶剤混合物として、少
なくとも１種の極性有機溶剤に溶解した少なくとも１種のラクタムからなる高沸
点溶剤混合物が適切である。使用されるラクタムは有利には、最高で２８０℃の
沸点を有し、かつ有利には５〜７原子の環の大きさを有し、その際、ラクタムは
有利には最高で２８０℃の沸点を有するピロリドンおよびピリドンから選択され
る。これらは特に、窒素原子上でアルキル置換されたピロリドンおよびピペリド
ンであり、その際アルキル
基は有利には１〜４個の炭素原子を有し、例えばＮ−メチルピロリドンまたはＮ
−エチルピロリドンである。最も有利には、Ｎ−メチルピロリドンである。有利
には、製造条件下で吸収後に液相のみが存在する。極性有機溶剤として、最高で
２８０℃の沸点を有する全ての極性溶剤が適切である。これらは有利には、カル
ボン酸、有利にはＣ1〜Ｃ10カルボン酸、Ｃ1〜Ｃ10アルコール、Ｃ1〜Ｃ10アル
デヒド、Ｃ1〜Ｃ10ケトンおよびこれらの混合物から選択され、その際、前記の
化合物は置換されていてもよく、特にＣ1〜Ｃ8アルキル置換基により置換されて
いてもよい。極性有機溶剤として最も有利には、エチルヘキサン酸である。従っ
て有利には溶剤混合物として、エチルヘキサン酸とＮ−メチルピロリドンとの混
合物を使用する。溶剤混合物は有利には、ラクタム３〜９０重量％、有利には５
〜２５重量％、特に５〜１５重量％および極性有機溶剤１０〜９７重量％、有利
には７５〜９５重量％、特に８５〜９５重量％を含有する。有利な実施態様では
（分離するべき、かつ酸を含有する）両方の物質流の反応ガス対溶剤混合物の比
は、０．１：１〜１０：１、特に１：１〜５：１である。
本発明の記載では、高沸点物質、中沸点物質、低沸点物質という概念ならびに
形容詞として使用される相応する概念は、アクリル酸より高い沸点を有する化合
物（高沸点物質）またはアクリル酸とほぼ同じ沸点を
有する化合物（中沸点物質）またはアクリル酸よりも低い沸点を有する化合物（
低沸点物質）を表す。
工程（ａ）で得られる熱い反応ガスを、有利には吸収の前に、適切な装置、例
えば直接凝縮器またはクエンチング装置内で溶剤混合物を部分的に蒸発させるこ
とにより冷却する。このために、特にベンチュリースクラバー、泡鐘塔、または
スプレー凝縮器が適切である。その際に工程（ａ）からの反応ガスの高沸点の第
二成分は、蒸発させていない溶剤混合物に凝縮する。さらに溶剤混合物の部分的
な蒸発は、溶剤混合物のための精製工程である。本発明の有利な実施態様では、
蒸発させていない溶剤混合物の部分流、有利には吸収塔に供給される物質流の１
〜１０％を留去し、かつ溶剤の精製に供する。この場合、溶剤混合物を過剰蒸留
し、かつ高沸点第二成分が残留し、これを必要に応じてその後さらに濃縮し、次
いで廃棄処理、例えば燃焼することができる。前記の溶剤の蒸留は、溶剤流中の
高沸点物質の高い濃度を回避するのに役立つ。
吸収は有利には向流吸収として行う。吸収塔は有利にはバルブトレイまたは二
系統流トレイを備えているか、もしくは充填体あるいは整列されたまたはランダ
ムな充填物が充填されており、かつ（蒸発していない）溶剤混合物を上方から流
す。気体状の反応生成物および場合により蒸発させた溶剤混合物を下方から上昇
させて塔に導入し、かつ引き続き吸収温度に冷却する
。冷却は有利には冷却サイクルにより行う、つまり加熱した溶剤混合物を塔から
留去し、熱交換器で冷却し、かつ塔の排出口より上方の箇所で塔に戻す。溶剤冷
却サイクル中で、アクリル酸とならんで、低沸点第二成分、高沸点第二成分およ
び中沸点第二成分ならびに蒸発した溶剤混合物も凝縮される。反応ガス流を吸収
温度に冷却すると、実際の吸収が行われる。その際に反応ガス中に残留している
残りのアクリル酸ならびに低沸点第二成分の一部が吸収される。
工程（ａ）の吸収されなかった残りの反応ガスをさらに冷却して、その中の低
沸点第二成分の凝縮可能な部分、特に水、ホルムアルデヒドおよび酢酸を凝縮に
より分離する。この凝縮液を以下では酸性水と呼ぶ。以下でリサイクルガスと称
する残りのガス流は、主として窒素、炭素酸化物および未反応の出発物質からな
る。これは有利には部分的に希釈ガスとして再度反応工程にリサイクルされる。
工程（ｂ）で使用される塔の塔底部から、アクリル酸、高沸点および中沸点第
二成分ならびに少量の低沸点第二成分で負荷された溶剤流を回収し、かつ工程（
ｃ）で蒸留する。工程（ｃ）
プロセス工程（ｃ）で、アクリル酸を中沸点成分ならびに低沸点第二成分の最
終残留物と一緒に、溶剤混合物から分離する。この分離は蒸留により行い、その
際、基本的にいずれの蒸留塔を使用してもよい。有利には篩トレイ、例えば二系
統流トレイまたは金属製の向流篩トレイを備えた塔を使用する。塔のブイの部分
(Auftriebsteile)で、アクリル酸が溶剤混合物および中沸点第二成分、例えば無
水マレイン酸不含になるよう蒸留する。前記の蒸留は有利には１２０〜２００℃
の温度で、特に１４０〜１７０℃の温度で、２０〜６００ミリバール、特に５０
〜２００ミリバールの塔頂圧力で実施する。アクリル酸中の低沸点物質の割合を
減少するために、有利には塔のブイの部分の長さを増大し、かつアクリル酸を側
方排出物として塔から回収する。前記のアクリル酸は以下で、その純度に関わり
なく粗製アクリル酸と称する。
次いで部分的な凝縮に引き続き、塔頂で低沸点物質分の多い流れを回収する。
しかし前記の流れはまだ幾分かのアクリル酸を含有しているので、有利には廃棄
せずに、吸収工程（ｂ）にリサイクルする。
低沸点物質を含有せず、かつアクリル酸をほとんど含有しない溶剤混合物を塔
の塔底部から回収し、かつ吸収工程（ｂ）にリサイクルする。
工程（Ｃ）で得られた粗製アクリル酸は、アクリル酸９８〜９９．８重量％お
よび不純物、例えば酢酸、アルデヒドおよび無水マレイン酸０．２〜２重量％を
含有する。前記のアクリル酸はそのままでエステル化に使用するか、または結晶
化によりさらに精製するこ
とができる。
本発明による方法は、工程（ｂ）で使用される溶剤混合物の、アルカン酸、例
えば酢酸およびプロピオン酸、およびアルケン酸、例えばアクリル酸およびメタ
クリル酸に対する極めて良好な選択率に基づいて、第二成分、特に酢酸およびプ
ロピオン酸からアクリル酸を吸収工程（ａ）で良好に分離することができる。さ
らに本発明により使用される溶剤混合物のより低い沸点（例えばジフィールの２
４０℃、ジメチルフタレートの２８２℃に対して、Ｎ−メチルピロリドンの沸点
は２０４℃、エチルヘキサン酸は２２８℃）により、蒸留塔でのアクリル酸への
熱負荷は実質的により低くなる。このことにより高い熱負荷のマイナスの結果、
つまりダイマー、オリゴマーまたはポリマーの形成は、著しく減少する。さらに
本発明の方法は、プロピオン酸およびアクリル酸の吸収分離、引き続き蒸留によ
る分離を可能にする。
図１は、本発明の有利な実施態様によるアクリル酸の製造のフローチャートで
ある。図１で参照番号１〜１２はプロセス校程を表し、参照番号２０〜３１は導
管を表し、かつＫ９、Ｋ１０、Ｋ１９、Ｋ２０およびＫ３０は装置もしくは装置
部分を表す。
図１に示されているように、実質的に窒素、炭素酸化物および未反応の出発物
質からなり、かつ導管２０を介してリサイクルガスの圧縮１に供給されるリサイ
クルガスの圧縮（リサイクルガスの圧縮１）に引き続き、該ガスを導管２１を介
して導管２２からのプロペンおよび導管２３からの空気と一緒に合成２に供給す
る。ここで不均一触媒による２工程の酸化を行いアクリル酸を形成する。
アクリル酸を含有する、得られた熱い気体状の反応生成物を導管２４を介して
直接凝縮器Ｋ９に供給し、かつここで吸収の前に、ラクタム、例えばＮ−メチル
ピロリドンと有機極性溶剤、例えばエチルヘキサン酸との溶剤混合物を部分的に
蒸発させることにより冷却する。その際に反応生成物の高沸点の第二成分を、図
１に凝縮３として示されているように、蒸発していない溶剤混合物に凝縮する。
直接凝縮器Ｋ９からの部分流の溶剤を蒸留し（図示せず）、その際に溶剤混合物
を過剰蒸留し、かつ高沸点第二成分が残留する。後者を導管２５を介して除去す
る。これらはさらに濃縮し、かつ廃棄処理、例えば燃焼する。
塔Ｋ１０に（蒸発させていない）溶剤混合物を上流から流し、その一方で蒸発
させた溶剤混合物および気体状の反応生成物を下方から上流方向に塔Ｋ１０に導
入し、かつ引き続き吸収温度に冷却する。冷却は、冷却サイクルを介して行う（
図示せず）。蒸発させた溶剤混合物およびアクリル酸の両方ならびに全ての高沸
点および中沸点第二成分を前記の冷却サイクルで凝縮する。全ての反応ガス流を
吸収温度に冷却した後で、
実際の吸収４を行う。その際に反応ガス中に残留している残りのアクリル酸なら
びに低沸点第二成分の一部を吸収する。引き続き吸収されなかった残りの反応ガ
スをさらに冷却して、酸性水クエンチング５として図１に示されているようにガ
ス流から低沸点第二成分の凝縮可能な部分を分離する。残りのガス流を導管２６
を介して除去する。この一部を導管２０を介してリサイクルガスの圧縮１に再度
供給し、かつ引き続き導管２１を介して希釈ガスとして合成２に供給し、その一
方でその他の部分を導管２７を介して排出する。
アクリル酸および第二成分を含有する溶剤混合物を塔Ｋ１０の塔底部から除去
し、かつ導管２８を介して蒸留塔Ｋ３０に供給し、これは有利には多孔板塔であ
る。溶剤混合物の蒸留６、中沸点物質の蒸留７、低沸点物質の蒸留８ならびに部
分的な凝縮９を、塔Ｋ３０で行う。高沸点溶剤混合物および中沸点第二成分、例
えば無水マレイン酸を塔Ｋ３０の塔底部で凝縮させ、再度導管２９を介して吸収
４に供給する。塔Ｋ３０の頭頂部で除去されるアクリル酸がまだ評価できる量の
低沸点第二成分を含有しているので、前記の低沸点フラクションを有利には塔Ｋ
３０のブイの部分の長さをさらに増大することにより減少させ、かつアクリル酸
を塔Ｋ３０の側方の出口３０により除去する。前記のアクリル酸は粗製アクリル
酸と称する。
蒸留塔Ｋ３０の塔頂から除去された、低沸点物質分
の多い流れは、まだアクリル酸を含有しているので、有利には導管３１を介して
凝縮工程３にリサイクルする。
点線で示される脱着塔Ｋ２０中の低沸点物質のストリッピング１０、スクラバ
ーＫ１９中での低沸点物質の洗浄１１ならびに酸性水抽出１２のプロセス工程お
よび前記のプロセス工程に関わる導管は、有利にはプロセスとは反対に省略され
、その際に本発明により使用される溶剤／溶剤混合物とは異なるものを使用する
。
総じて、本発明による方法は以下の利点を有する：
脱着塔（Ｋ２０、図１で点線で示される）中での低沸点物質の付加的な分離が
不要であることに基づく、低い工業的コスト。このことによりリサイクルガスの
洗浄（Ｋ１９、図１で点線で示される）が不要になる。さらに（図１で点線によ
り示される）酸性水の抽出はもはや不要である；
溶剤混合物のより低い沸点に基づいた生成物の低い熱負荷。このことはプラン
トの増大された利用度およびオリゴマーおよびポリマーの形成の低い傾向（生成
物の損失の減少）と結びついている；および
プロピオン酸およびアクリル酸の分離が可能であることに基づいた、より高い
生成物の品質。
さらに本発明は、実質的にＣ3−／Ｃ4−アルカン、アルケン、アルカノール、
および／またはアルカナー
ルおよび／またはこれらの前駆物質の、アクリル酸またはメタクリル酸への触媒
気相酸化の反応混合物の組成を有する生成物混合物からのアクリル酸および／ま
たはメタクリル酸の吸収の際に溶剤としての、少なくとも１種の極性有機溶剤に
溶解した少なくとも１種のラクタムからなる溶剤混合物の使用にも関する。
本発明を、本発明の有利な実施態様である以下の例を参照にして以下で詳細に
説明する。吸収試験
アクリル酸含有率４．８容量％、酢酸含有率０．２容量％およびＨ2Ｏ含有率
７．６容量％を有する合成ガス７５０ｇ／ｈを、２０個の泡鐘トレイを備えた塔
に温度１３０℃で供給した。気体混合物を塔の塔頂から除去し、かつ温度１５℃
を有する冷たい凝縮液でクエンチングした。その際に凝縮可能な成分、つまり主
としてＨ2Ｏおよび酢酸は、酸性水として生じる。例１および２に記載の溶剤混
合物（ＳＭ）５００ｇ／ｈを塔の塔頂に添加した。主としてアクリル酸を含有す
るＳＭを塔底生成物として塔底で除去する。塔底、トレイ１〜５を有する塔の部
分、トレイ６〜１５を有する塔の部分、およびトレイ１６〜２０を有する塔の部
分の温度を、互いに無関係に適切に調整した。
例１（比較）
溶剤として、ジフィール（ＤＩＰ）８０重量％およびジメチルフタレート（Ｄ
ＭＰ）２０重量％からなる
混合物を使用した。結果を吸収塔の種々の温度に関して以下の表に示す。前記の
結果によれば、吸収塔の塔頂で、最も好ましくは、酢酸（ＡＡ）１．１４重量％
およびアクリル酸（ＡＣＡ）０．１０重量％を有する酸性水が生じる。従って選
択率を特徴付けるＡＡ対ＡＣＡの質量比は、最大で１１．４である。この場合、
吸収の後で塔底から排出した溶剤混合物に、ＡＣＡとならんでＡＡ０．２５３重
量％および水０．１０重量％が溶解していた。
例２
溶剤として、表により種々の温度で種々の割合のエチルヘキサン酸（ＥＨＡ）
およびＮ−メチルピロリドン（ＮＭＰ）からなる混合物（ＥＨＡ７５重量％およ
びＮＭＰ２５重量％、ＥＨＡ８０重量％およびＮＭＰ２０重量％、ＥＨＡ８５重
量％およびＮＭＰ１５重量％、ＥＨＡ９０重量％およびＮＭＰ１０重量％、ＥＨ
Ａ９５重量％およびＮＭＰ５重量％ならびにＥＨＡ１００重量％）を吸収塔で使
用した。結果を以下の表に示す。これらの結果によれば、最も好ましい場合に吸
収塔の塔頂で、ＡＡ２．８２重量％およびＡＣＡわずか０．０５６重量％を有す
る酸性水が生じた。この場合、選択率を特徴付けるＡＡ対ＡＣＡの質量比は、５
０．３５である。この値は、比較例１で達成された選択率よりも４倍以上高い選
択率を示す。この場合、吸収後に塔底から排出された溶剤混合物中に、ＡＣＡと
ならんで、ＡＡわずか０．０９４重量％および水０．０６０重量％が溶解してい
る。
表 蒸留試験
アクリル酸９．６〜２０重量％を含有するＳＭそれぞれ３０００ｇもしくは３
６００ｇを塔底に装入した。前記の塔底に５個の泡鐘トレイを有する塔（Jansen
head）を搭載した。塔頂での圧力を１５０ミリバールに調整した。引き続き装
入した溶液を６０〜１３５℃の間の温度で濃縮した。塔を還流比５で操作した、
つまり凝縮された蒸気の５部をトップトレイに戻し、かつ１部を留出液として除
去した。生じた留出液を、相次いで４つのサンプルビンに取り出した。それぞれ
のサンプルビンの内容物は蒸留フラクションである。以下の例３〜８に記載の試
験の結果を図２に示す。
例３（比較）
アクリル酸３８８ｇならびにＤＭＰ２０重量％およびＤＩＰ８０重量％からな
る溶剤混合物２６１２ｇの溶液３０００ｇを、上記の蒸留装置に装入した。再度
４つのフラクションを塔頂圧力１５０ミリバールで留去した。その際に塔底温度
は８５℃から１１５℃に上昇した。合計でアクリル酸３８４ｇを有する留出液３
８９ｇが総計で生じた。これは３８４ｇ／３８８ｇ＝９９％のアクリル酸分離率
に相当する。
例４（比較）
上記の蒸留装置に、アクリル酸２４５ｇおよび純粋なＮＭＰ２７５５ｇからな
る溶液３０００ｇを装入した。塔頂圧力１５０ミリバールで、４つのフラクショ
ンを留去した。その際に塔底温度は６０℃から１３５
℃に上昇した。合計でアクリル酸わずか０．７ｇを有する留出液１６５ｇが生じ
た。これはつまり、使用されたアクリル酸２８８ｇのうち、試験条件下でわずか
０．７ｇが留去できたのみであることを意味する。これは０．７ｇ／２４５ｇ＝
０．３％のアクリル酸分離率に相当する。
例５（比較）
上記の蒸留装置に、アクリル酸５１８ｇならびにＮＭＰ５０重量％およびＤＭ
Ｐ５０重量％からなる溶剤混合物３０８２ｇからなる溶液３６００ｇを装入した
。塔頂圧力１５０ミリバールで再度４つのフラクションを留去した。その際に塔
底温度は６５℃から１１５℃に上昇した。合計でアクリル酸１３８ｇを有する留
出液１４４ｇが総計で生じた。これは１３８ｇ／５１８ｇ＝２７％のアクリル酸
分離率に相当する。
例６（比較）
上記の蒸留装置に、アクリル酸５８２ｇならびにＮＭＰ５０重量％およびＤＩ
Ｐ５０重量％からなる溶剤混合物３０１８ｇからなる溶液３６００ｇを装入した
。塔頂圧力１５０ミリバールで再度４つのフラクションを留去した。その際に塔
底温度は７５℃から１１５℃に上昇した。合計でアクリル酸２１８ｇを有する留
出液２３３ｇが総計で生じた。これは２１８ｇ／５８２ｇ＝３７％のアクリル酸
分離率に相当する。
例７
上記の蒸留装置に、アクリル酸３８４ｇならびにＮＭＰ５０重量％およびＥＨ
Ａ５０重量％からなる溶剤混合物２６１６ｇからなる溶液３０００ｇを装入した
。塔頂圧力１５０ミリバールで再度４つのフラクションを留去した。その際に塔
底温度は６５℃から１１５℃に上昇した。合計でアクリル酸２８１ｇを含有する
留出液２９６ｇが総計で生じた。これは２８１ｇ／３８４ｇ＝７３％のアクリル
酸分離率に相当する。
例８
上記の蒸留装置に、アクリル酸４０５ｇならびにＮＭＰ２０重量％およびＥＨ
Ａ８０重量％からなる溶剤混合物２５９５ｇからなる溶液３０００ｇを装入した
。塔頂圧力１５０ミリバールで再度４つのフラクションを留去した。その際に塔
底温度は８５℃から１１５℃に上昇した。合計でアクリル酸３８７ｇを有する留
出液４０１ｇが総計で生じた。これは３８７ｇ／４０５ｇ＝９６％のアクリル酸
分離率に相当する。
該例から、本発明によりラクタムおよび極性有機溶剤からなる混合物を使用す
ることによりＡＣＡを含有する合成ガスからのＡＣＡの吸収に対する高い選択率
および蒸留の際に負荷された溶剤からのアクリル酸の極めて良好な分離につなが
ることを示している。The present invention relates to a method for producing acrylic acid and methacrylic acid. Acrylic and methacrylic acids are important basic chemicals. Due to the highly reactive double bond of the acid as well as the function of the acid, the acid is particularly suitable for use as a monomer for preparing polymers. Most of the acrylic acid monomer produced is esterified before polymerization, for example into an adhesive, dispersion or paint. Only a small part of the acrylic acid monomer produced is polymerized directly, for example into a "superabsorber". Generally, a monomer having high purity is required for direct polymerization of acrylic acid, whereas when esterifying acrylic acid, the requirement for the purity of the acid is not so high. Acrylic acid can be produced by heterogeneously catalyzing gas-phase oxidation of propene using molecular oxygen over a catalyst that is present in a solid agglomerated state at a temperature between 200 and 400 ° C. in two steps via acrolein Are well-known (see, for example, DE-A 1962431, DE-A 2943707, DE-C12050502, DE-A 19508558, EP-A0257565, EP-A0253409, DE-A22513164, EP-A01117146, GB-B1450986 and EP-A0293324. Thing). In this case, multicomponent oxidation catalysts are used, for example those based on the oxides of the elements molybdenum, bismuth and iron (in the first step) or of molybdenum and vanadium (in the second step), respectively. From DE-C 2 136 396, it is obtained in the catalytic oxidation of propene or acrolein by countercurrent absorption in a mixture of 75% by weight of diphenyl ether and 25% by weight of diphenyl (such a commercially available mixture is called "Diphyl"). It is known to separate acrylic acid from the reaction gas obtained. DE-A 24 49 780 also discloses a method for cooling hot reaction gases by partial evaporation of the solvent in a direct condenser (quenching device) prior to countercurrent absorption. A problem here, as well as in other process steps, is the formation of solids in the equipment, which reduce the availability of the plant. According to DE-A 43 08 087, the formation of the solid is effected by adding a polar solvent, for example dimethyl phthalate, in an amount of 0.1 to 25% by weight to a relatively non-polar solvent mixture consisting of diphenyl ether and diphenyl (difiel). Can be reduced by The disadvantage here is that the relatively low selectivity of the solvent used in the absorption step for acetic acid and acrylic acid requires a complicated separation by distillation in the subsequent purification step, and thus expensive separation costs. It is. This is associated with a high heat load on the acrylic acid, which leads to product loss due to oligomer and polymer formation. Aside from the above-mentioned absorption of the acrylic acid-containing reaction mixture into the high-boiling solvent mixture, other known processes take into account the complete condensation of the reaction water and acrylic acid formed during the catalytic oxidation. At that time, an aqueous solution of acrylic acid is formed, and the solution is subjected to a distillation step using an azeotropic agent (DE-C3429391, JP-A1122766, JP-A71118766, JP-A71118966-R, JP-A71189668-R, JP -A-7241885) or an extraction step (DE2164767, JP-A58140-039 and JP-A48091013). In EP-A 0 551 111, a mixture of acrylic acid and by-products produced by catalytic gas-phase oxidation is brought into contact with water in an absorption tower, and the resulting aqueous solution is azeotroped with a polar low-boiling substance, for example water or acetic acid. Is distilled in the presence of a solvent that forms DE-C 23 23 328 describes the separation of acrylic acid from aqueous butanol-acrylic acid-esterification effluents by extraction with a special mixture of organic solvents. Irrespective of the type of the above-mentioned process for producing acrylic acid, the quality of the products thus obtained is generally not sufficient to be able to polymerize the products marketable therefrom. It is further inhibited in processing into polyacrylic acid, especially by acetic acid, propionic acid and aldehydes (formed during catalytic gas-phase oxidation). For example, AGHC (aminoguanidine bicarbonate) or NH Two NH Two It is known that aldehydes can be removed by chemical pre-treatment with e.g. EP-A0270999, PT-A78759, PT-A81876, U.S. Pat. No. 3,725,208-S and subsequent purification steps by distillation. At the same time, the acetic acid is separated. Acrylic acid purified in this way is suitable, for example, for the production of “superabsorbents”. Esterification of the acrylic acid results in the corresponding acetate from acetic acid, which must be removed by distillation. Aldehydes under strongly acidic esterification conditions produce resinification products that contaminate the plant. Thus, virtually all subsequent processing of acrylic acid is hindered by the same second component, acetic acid, propionic acid and aldehyde. The distillation of acrylic acid is problematic due to the high heat load and in this connection acrylic acid's strong tendency to form dimers, oligomers or polymers. Furthermore, in this case, it is not possible to separate a second component having a similar boiling point, especially propionic acid (acrylic acid has a boiling point of 141.6 ° C. and propionic acid has a boiling point of 140.9 ° C.). EP-A-0071293 describes the selective absorption of carboxylic acids, for example (meth) acrylic acid, from streams containing formic, acetic and propionic acids using lactams, for example N-methyl-2-pyrrolidone. . BE 694209 can be obtained, for example by oxidation of propene or isobutene, from an aqueous solution containing acrylic or methacrylic acid obtained directly after washing with water, at the N atom, at the N atom. 6 ~ C 20 It relates to the separation of said acids by extraction with lactams which have been replaced by specific hydrocarbon groups having atoms. Ethers or esters can be added to the aforementioned lactams, for example pyrrolidone. The disadvantage is that the separation of (meth) acrylic acid from pyrrolidone by distillation is almost impossible industrially, as also shown in the examples below. The object of the present invention is therefore to remove the above-mentioned undesirable second components, in particular acetic acid and propionic acid, with minimal separation costs and to obtain crude acrylic acid or crude methacrylic acid industrially easier and more economically. It is an object of the present invention to provide an improved process for the production of acrylic or methacrylic acid which is provided in a process and protects the product from harmful effects. Surprisingly, the solvent mixture of the lactam and the polar organic solvent, upon absorption, is more alkanoic, e.g., acetic, propionic, and alkenoic, e.g., acrylic, than is the case with conventionally used solvents or solvent mixtures. It has been found that it has substantially better selectivity for acid or methacrylic acid. Furthermore, due to the lower boiling point of the new solvent mixture, the heat load during the distillation of acrylic acid or methacrylic acid is lower. Accordingly, the present invention provides the following steps: Three − / C Four A gaseous mixture containing acrylic acid or methacrylic acid, having a composition of a reaction mixture of catalytic gas-phase oxidation of alkanes, alkenes, alkanols and / or alkanals and / or their precursors to acrylic acid or methacrylic acid Preparation of the reaction product; (b) absorption of the reaction product in a solvent mixture consisting of at least one lactam dissolved in at least one polar organic solvent; and (c) crude acrylic or crude methacrylic acid and a solvent mixture. To produce acrylic acid and / or methacrylic acid, comprising distillation of a reaction product-containing solvent mixture to obtain Advantageous embodiments of the invention are defined in the related claims. Other advantageous features of the invention are described in the following detailed description, in the following claims and in the figures and embodiments. The drawings are as follows: FIG. 1 is a flow chart for the production of acrylic acid according to an advantageous embodiment of the present invention. FIG. 2 is a diagram of the acrylic acid separation rate for the distillation fraction for various solvent mixtures according to Examples 3 to 8. Step (a) In step (a), substantially C Three -And C Four Producing a gaseous product mixture having the composition of a reaction mixture of a catalytic gas-phase oxidation of alkanes, alkenes, alkanols and / or alkanals and / or their precursors to acrylic acid or methacrylic acid. . The gaseous mixture of the products is particularly preferably produced by gas-phase oxidation catalyzed by propene, acrolein, t-butanol, isobutene, isobutane, isobutyraldehyde, methacrolein, isobutyric acid or methyl tert-butyl ether. As a starting compound, the actual C Three − / C Four All the precursors of the abovementioned compounds which form the starting compounds may be used. Methyl-t-butyl ether or isobutyric acid is mentioned as an example for the production of methacrylic acid. The catalytic gas-phase reaction of propene and / or acrolein to acrylic acid is carried out particularly advantageously in a known manner using molecular oxygen, in particular as described in the above-mentioned publications. In this case, it is preferably carried out at a temperature between 200 and 450 [deg.] C. and optionally at elevated pressure. Advantageously, as heterogeneous catalysts, oxides of molybdenum, bismuth and iron in the first step (oxidation of propene to acrolein) and oxides of molybdenum and vanadium in the second step (oxidation of acrolein to acrylic acid) Is a multi-component oxidation catalyst. If propane is used as a starting material, the material can be converted to, for example, CN- by catalyzed hydration of the oxide as described in Catalysis Today 24 (1995), pp. 307-313 or U.S. Pat. No. 5,510,558. Conversion to a propene / propane mixture by homogeneous oxide hydration as described in A-1105352 or by catalytic dehydration as described, for example, in EP-A 0 253 409, EP-A 0 293 224 or EP-A 0 117 146. May be. If a propene / propane mixture is used, propane acts as the diluent gas. Suitable propene / propane mixtures are further refined propene (70% propene and 30% propane) or cracker propene (95% propene and 5% propane). Basically, a propene / propane mixture, such as those mentioned above, can be oxidized with oxygen or air or a mixture of nitrogen and oxygen of any composition to produce acrolein and acrylic acid. The conversion of propene to acrylic acid is strongly exothermic. The reaction gas, along with the starting materials and products, is advantageously a diluent gas such as recycled gas (see below), air nitrogen, one or more saturated C 1 ~ C 6 Since they contain hydrocarbons, especially methane and / or propane and / or water vapor, they can only absorb a small amount of heat of reaction. The type of reactor used is not limited, but in many cases a shell-and-tube heat exchanger is used, which is packed with an oxidation catalyst. This is because in such a heat exchanger most of the heat generated during the reaction can be removed by convection and radiation at the cooled tube surface. In the catalytic gas-phase oxidation, instead of pure acrylic acid, in addition to acrylic acid, substantially unreacted acrolein and / or propene, steam, carbon monoxide, carbon dioxide, nitrogen, propane, oxygen A gas mixture is obtained which may contain acetic acid, propionic acid, formaldehyde, other aldehydes and maleic anhydride. Usually, the reaction product mixture is composed of 1 to 30% by weight of acrylic acid, 0.05 to 1% by weight of propene and 0.05 to 1% by weight of acrolein, 0.05 to 10% by weight of oxygen, based on the total reaction mixture in each case. %, Acetic acid 0.05-1% by weight, propionic acid 0.01-2% by weight, formaldehyde 0.05-1% by weight, aldehyde 0.05-2% by weight, maleic anhydride 0.01-0.5% by weight % And an inert diluent gas of 20 to 98% by weight, preferably 50 to 98% by weight. As inert diluent gas, in each case 100% by weight of diluent gas, especially saturated C 1 ~ C 6 It contains hydrocarbons such as 0 to 90% by weight of methane and / or propane, 1 to 30% by weight of steam, 0.05 to 15% by weight of carbon oxides and 0 to 90% by weight of nitrogen. Methacrylic acid, like acrylic acid, can be converted to C using molecular oxygen. Four It can be prepared by a catalytic gas phase reaction of the starting compound. Particularly preferably, methacrylic acid is obtained by gas-phase oxidation catalyzed by, for example, isobutene, isobutane, t-butanol, isobutyraldehyde, methacrolein or methyl tert-butyl ether. As the catalyst, a mixed oxide catalyst of a transition metal (for example, Mo, V, W and / or Fe) is used. Particularly suitable processes are particularly when the methacrolein is prepared by catalytic oxidation of t-butanol, isobutane or isobutene in the gas phase, or by reaction of formaldehyde with propionaldehyde according to EP-B 0092097 or EP-B0058927. , A production method starting from methacrolein. Thus, methacrylic acid can be treated in two steps by (1) the formation of methacrolein by the condensation of propionaldehyde and formaldehyde (in the presence of a secondary amine as a catalyst) and (2) the formation of methacrylic acid by subsequent oxidation of methacrolein. The possibility of manufacturing with As in the case of the production of acrylic acid, substantially unreacted methacrolein and / or water vapor, carbon monoxide, carbon dioxide, nitrogen, oxygen A gas mixture is obtained which may contain acetic acid, propionic acid, other aldehydes and maleic anhydride. The process according to the invention is used in particular when the reaction mixture contains 1 to 30% by weight, based on the total reaction mixture, of methacrylic acid and, in addition, corresponding components substantially as in the production of acrylic acid. You. If the concept of "acrylic acid" is used below in steps (b) and (c) and in the figures, it applies correspondingly to methacrylic acid, unless stated otherwise. Step (b) In the step (b), acrylic acid and a part of the second component of the reaction gas (reaction product) are separated by absorption with a solvent mixture. According to the invention, a suitable solvent mixture is a high-boiling solvent mixture consisting of at least one lactam dissolved in at least one polar organic solvent. The lactam used preferably has a boiling point of at most 280 ° C. and preferably has a ring size of 5 to 7 atoms, the lactam preferably having a boiling point of at most 280 ° C. Is selected from pyrrolidone and pyridone having These are in particular pyrrolidone and piperidone, which are alkyl-substituted on the nitrogen atom, the alkyl group preferably having 1 to 4 carbon atoms, for example N-methylpyrrolidone or N-ethylpyrrolidone. Most advantageously, it is N-methylpyrrolidone. Advantageously, only the liquid phase is present after absorption under the production conditions. As polar organic solvents, all polar solvents having a boiling point of at most 280 ° C. are suitable. These are preferably carboxylic acids, preferably C 1 ~ C Ten Carboxylic acid, C 1 ~ C Ten Alcohol, C 1 ~ C Ten Aldehyde, C 1 ~ C Ten Selected from ketones and mixtures thereof, wherein said compounds may be substituted, especially 1 ~ C 8 It may be substituted by an alkyl substituent. Most preferably, the polar organic solvent is ethylhexanoic acid. Thus, preference is given to using a mixture of ethylhexanoic acid and N-methylpyrrolidone as solvent mixture. The solvent mixture is preferably from 3 to 90% by weight, preferably from 5 to 25% by weight, in particular from 5 to 15% by weight, of the lactam and from 10 to 97% by weight, preferably from 75 to 95% by weight, in particular from 85 to 95% by weight of polar organic solvent. -95% by weight. In a preferred embodiment, the ratio of the reaction gas to the solvent mixture of both streams (to be separated and containing acid) is from 0.1: 1 to 10: 1, in particular from 1: 1 to 5: 1. . In the description of the invention, the concepts of high-boiling, medium-boiling and low-boiling substances as well as corresponding concepts used as adjectives are compounds having a higher boiling point than acrylic acid (high-boiling substances) or substantially the same boiling point as acrylic acid. (Medium-boiling substance) or a compound having a boiling point lower than that of acrylic acid (low-boiling substance). The hot reaction gas obtained in step (a) is cooled, preferably before absorption, by partially evaporating the solvent mixture in a suitable device, for example a direct condenser or quenching device. Particularly suitable for this purpose are venturi scrubbers, bubble towers or spray condensers. In doing so, the high-boiling second component of the reaction gas from step (a) condenses into the non-evaporated solvent mixture. Furthermore, partial evaporation of the solvent mixture is a purification step for the solvent mixture. In a preferred embodiment of the invention, a partial stream of the non-evaporated solvent mixture, preferably 1 to 10% of the material stream fed to the absorption tower, is distilled off and subjected to solvent purification. In this case, the solvent mixture is overdistilled and the high-boiling second component remains, which can then be further concentrated, if necessary, and then discarded, for example burned. The distillation of the solvent serves to avoid high concentrations of high-boiling substances in the solvent stream. The absorption is preferably carried out as countercurrent absorption. The absorption tower is preferably equipped with a valve tray or a dual-flow tray, or packed with packings or aligned or random packings, and flows the (non-evaporated) solvent mixture from above. The gaseous reaction product and the optionally evaporated solvent mixture are raised from below and introduced into the column and subsequently cooled to the absorption temperature. Cooling is preferably effected by means of a cooling cycle, ie the heated solvent mixture is distilled off from the column, cooled with a heat exchanger and returned to the column at a point above the outlet of the column. In the solvent cooling cycle, besides the acrylic acid, the low-boiling second component, the high-boiling second component and the middle-boiling second component and the evaporated solvent mixture are also condensed. When the reaction gas stream is cooled to the absorption temperature, the actual absorption takes place. At that time, the remaining acrylic acid remaining in the reaction gas and a part of the second component having a low boiling point are absorbed. The remaining non-absorbed reaction gas of step (a) is further cooled and the condensable part of the low-boiling second component therein, in particular water, formaldehyde and acetic acid, is separated by condensation. This condensate is hereinafter referred to as acidic water. The remaining gas stream, hereinafter referred to as recycle gas, consists mainly of nitrogen, carbon oxides and unreacted starting materials. It is preferably recycled partly as a diluent gas to the reaction process again. From the bottom of the column used in step (b), a solvent stream charged with acrylic acid, high- and medium-boiling second components and a small amount of low-boiling second components is recovered and distilled in step (c) I do. Step (c) In process step (c), the acrylic acid is separated from the solvent mixture together with the medium-boiling component as well as the final residue of the low-boiling second component. This separation is carried out by distillation, and basically any distillation column may be used. Preference is given to using a sieve tray, for example a two-flow tray or a countercurrent sieve tray made of metal. In the buoy section of the column, the acrylic acid is distilled free of the solvent mixture and of the medium-boiling second component, for example maleic anhydride. The distillation is preferably carried out at a temperature of from 120 to 200 ° C., in particular at a temperature of from 140 to 170 ° C., at an overhead pressure of from 20 to 600 mbar, in particular from 50 to 200 mbar. In order to reduce the proportion of low-boiling substances in the acrylic acid, the length of the buoy section of the column is advantageously increased and acrylic acid is recovered from the column as a side discharge. Said acrylic acid is hereinafter referred to as crude acrylic acid regardless of its purity. A stream rich in low boilers is then recovered at the top of the column following partial condensation. However, since said stream still contains some acrylic acid, it is advantageously not recycled and recycled to the absorption step (b). A solvent mixture containing no low-boiling substances and containing almost no acrylic acid is recovered from the bottom of the column and recycled to the absorption step (b). The crude acrylic acid obtained in step (C) contains 98-99.8% by weight of acrylic acid and 0.2-2% by weight of impurities such as acetic acid, aldehyde and maleic anhydride. The acrylic acid can be used as such for esterification or can be further purified by crystallization. The process according to the invention is based on a very good selectivity of the solvent mixture used in step (b) for alkanoic acids such as acetic and propionic acids and alkenoic acids such as acrylic and methacrylic acid. In particular, acrylic acid can be well separated from acetic acid and propionic acid in the absorption step (a). Furthermore, the lower boiling point of the solvent mixture used according to the invention (for example 240 ° C. for difiel, 282 ° C. for dimethyl phthalate, 204 ° C. for N-methylpyrrolidone, 228 ° C. for ethylhexanoic acid) The heat load on the acrylic acid in the column is substantially lower. This has the consequence of a high heat load, ie the formation of dimers, oligomers or polymers is significantly reduced. Furthermore, the process according to the invention allows the absorption separation of propionic acid and acrylic acid, followed by separation by distillation. FIG. 1 is a flow chart of the production of acrylic acid according to an advantageous embodiment of the present invention. In FIG. 1, reference numerals 1 to 12 represent process steps, reference numerals 20 to 31 represent conduits, and K9, K10, K19, K20 and K30 represent equipment or equipment parts. As shown in FIG. 1, the compression of the recycle gas (which consists essentially of nitrogen, carbon oxides and unreacted starting material and is supplied via line 20 to the recycle gas compression 1). Subsequent to compression 1), the gas is fed via conduit 21 to synthesis 2 together with propene from conduit 22 and air from conduit 23. Here, two steps of oxidation are carried out with a heterogeneous catalyst to form acrylic acid. The resulting hot gaseous reaction product containing acrylic acid is fed directly via line 24 to a condenser K9 and, before absorption, a lactam such as N-methylpyrrolidone and an organic polar solvent, Cooling is achieved, for example, by partially evaporating the solvent mixture with ethylhexanoic acid. In doing so, the high-boiling second component of the reaction product is condensed into a non-evaporated solvent mixture, as shown in FIG. The partial stream of solvent from the direct condenser K9 is distilled (not shown), the solvent mixture being overdistilled and the high-boiling second component remaining. The latter is removed via conduit 25. They are further concentrated and disposed of, for example, burned. The (non-evaporated) solvent mixture flows upstream from column K10, while the evaporated solvent mixture and the gaseous reaction product are introduced from below into upstream column K10 and subsequently cooled to the absorption temperature. . Cooling takes place via a cooling cycle (not shown). Both the evaporated solvent mixture and the acrylic acid and all high- and medium-boiling secondary components are condensed in the cooling cycle. After all reaction gas streams have cooled to the absorption temperature, the actual absorption 4 is performed. At that time, the remaining acrylic acid and a part of the second component having a low boiling point remaining in the reaction gas are absorbed. The remaining non-absorbed reaction gas is then further cooled to separate the condensable portion of the low-boiling second component from the gas stream as shown in FIG. The remaining gas stream is removed via conduit 26. This part is fed again to the recycle gas compression 1 via line 20 and subsequently to the synthesis 2 as diluent gas via line 21, while the other part is discharged via line 27. The solvent mixture containing acrylic acid and the second component is removed from the bottom of column K10 and fed via line 28 to distillation column K30, which is preferably a perforated plate column. Distillation 6 of the solvent mixture, distillation 7 of medium-boiling substances, distillation 8 of low-boiling substances and partial condensation 9 are carried out in column K30. The high-boiling solvent mixture and the middle-boiling second component, for example maleic anhydride, are condensed at the bottom of column K30 and fed again via line 29 to absorption 4. Since the acrylic acid removed at the top of column K30 still contains appreciable amounts of low-boiling second components, the low-boiling fraction is advantageously added to the length of the buoy section of column K30. It is reduced by increasing and acrylic acid is removed by a side outlet 30 of the column K30. Said acrylic acid is called crude acrylic acid. The low boiler-rich stream removed from the top of distillation column K30, which still contains acrylic acid, is advantageously recycled to condensation step 3 via line 31. The process steps of stripping 10 of the low-boiling substances in the desorption tower K20 indicated by dotted lines, washing 11 of the low-boiling substances in the scrubber K19 and extracting the acidic water 12 and the conduits involved in the above-mentioned process steps are preferably In contrast, the solvent / solvent mixture used according to the invention is different. Overall, the process according to the invention has the following advantages: Low industrial costs, based on the fact that no additional separation of low-boiling substances is required in the desorption column (K20, shown in dotted lines in FIG. 1). This eliminates the need for cleaning the recycle gas (K19, shown by the dotted line in FIG. 1). Furthermore, extraction of the acidic water (indicated by the dashed line in FIG. 1) is no longer necessary; low heat load of the product based on the lower boiling point of the solvent mixture. This is coupled with an increased utilization of the plant and a lower tendency for oligomer and polymer formation (reduced product loss); and based on the possible separation of propionic and acrylic acid, High product quality. Further, the present invention relates to Three − / C Four Acrylic acid and / or methacrylic acid from a product mixture having the composition of a reaction mixture of a catalytic gas-phase oxidation of alkanes, alkenes, alkanols and / or alkanals and / or their precursors to acrylic acid or methacrylic acid It also relates to the use of a solvent mixture consisting of at least one lactam dissolved in at least one polar organic solvent as solvent during the absorption of acids. The invention is explained in more detail below with reference to the following examples, which are advantageous embodiments of the invention. Absorption test Acrylic acid content 4.8% by volume, acetic acid content 0.2% by volume and H Two 750 g / h of syngas having an O content of 7.6% by volume were fed at a temperature of 130 ° C. to a column equipped with 20 bubble-cap trays. The gas mixture was removed from the top of the column and quenched with a cold condensate having a temperature of 15 ° C. Components condensable at that time, ie, mainly H Two O and acetic acid occur as acidic water. 500 g / h of the solvent mixture (SM) described in Examples 1 and 2 were added to the top of the column. SM containing mainly acrylic acid is removed at the bottom as bottom product. The temperatures of the bottom, the part of the tower with trays 1 to 5, the part of the tower with trays 6 to 15 and the part of the tower with trays 16 to 20 were appropriately adjusted independently of one another. Example 1 (comparative) As solvent, a mixture consisting of 80% by weight of difiel (DIP) and 20% by weight of dimethyl phthalate (DMP) was used. The results are shown in the table below for various temperatures of the absorption tower. According to the above results, at the top of the absorption tower, most preferably, acidic water having 1.14% by weight of acetic acid (AA) and 0.10% by weight of acrylic acid (ACA) is formed. Thus, the mass ratio of AA to ACA characterizing selectivity is at most 11.4. In this case, along with ACA, 0.253% by weight of AA and 0.10% by weight of water were dissolved in the solvent mixture discharged from the bottom of the column after absorption. Example 2 As solvent, a mixture of ethylhexanoic acid (EHA) and N-methylpyrrolidone (NMP) in different proportions at different temperatures according to the table (75% by weight of EHA and 25% by weight of NMP, 80% by weight of EHA and 20% by weight of NMP, EHA85) % By weight and 15% by weight of NMP, 90% by weight of EHA and 10% by weight of NMP, 95% by weight of EHA and 5% by weight of NMP and 100% by weight of EHA) were used in the absorption tower. The results are shown in the table below. According to these results, at the top of the absorption tower, in the most preferred case, acidic water with 2.82% by weight of AA and only 0.056% by weight of ACA was formed. In this case, the mass ratio of AA to ACA, which characterizes the selectivity, is 50.35. This value indicates a selectivity four times or more higher than the selectivity achieved in Comparative Example 1. In this case, only 0.094% by weight of AA and 0.060% by weight of water are dissolved in the solvent mixture discharged from the bottom of the column after absorption, in addition to ACA. table Distillation test 3000 g or 3600 g of SM each containing 9.6 to 20% by weight of acrylic acid were charged to the bottom. The tower was equipped with a tower (Jansen head) having five bubble bell trays at the bottom. The pressure at the top was adjusted to 150 mbar. The subsequently charged solution was concentrated at a temperature between 60 and 135 ° C. The column was operated at a reflux ratio of 5, ie 5 parts of the condensed vapor were returned to the top tray and 1 part was removed as distillate. The resulting distillate was discharged into four sample bottles one after the other. The contents of each sample bottle is a distillation fraction. The results of the tests described in Examples 3 to 8 below are shown in FIG. Example 3 (comparative) 3000 g of a solution of 388 g of acrylic acid and 2612 g of a solvent mixture consisting of 20% by weight of DMP and 80% by weight of DIP were charged to the distillation apparatus described above. Again four fractions were distilled off at an overhead pressure of 150 mbar. At that time, the bottom temperature rose from 85 ° C to 115 ° C. A total of 389 g of distillate with a total of 384 g of acrylic acid was formed. This corresponds to an acrylic acid separation rate of 384 g / 388 g = 99%. Example 4 (comparative) The distillation apparatus described above was charged with 3000 g of a solution consisting of 245 g of acrylic acid and 2755 g of pure NMP. At an overhead pressure of 150 mbar, four fractions were distilled off. At that time, the bottom temperature rose from 60 ° C to 135 ° C. A total of 165 g of distillate having a total of only 0.7 g of acrylic acid were obtained. This means that of the 288 g of acrylic acid used, only 0.7 g could be distilled off under the test conditions. This corresponds to an acrylic acid separation of 0.7 g / 245 g = 0.3%. Example 5 (comparative) The distillation apparatus described above was charged with 518 g of acrylic acid and 3600 g of a solution consisting of 3082 g of a solvent mixture consisting of 50% by weight of NMP and 50% by weight of DMP. At an overhead pressure of 150 mbar, four fractions were again distilled off. At that time, the bottom temperature increased from 65 ° C to 115 ° C. A total of 144 g of distillate having a total of 138 g of acrylic acid was formed. This corresponds to an acrylic acid separation of 138 g / 518 g = 27%. Example 6 (comparative) The distillation apparatus described above was charged with 582 g of acrylic acid and 3600 g of a solution consisting of 3018 g of a solvent mixture consisting of 50% by weight of NMP and 50% by weight of DIP. At an overhead pressure of 150 mbar, four fractions were again distilled off. At that time, the bottom temperature rose from 75 ° C to 115 ° C. A total of 233 g of distillate with a total of 218 g of acrylic acid were formed. This corresponds to an acrylic acid separation of 218 g / 582 g = 37%. Example 7 The distillation apparatus described above was charged with 384 g of acrylic acid and 3000 g of a solution consisting of 2616 g of a solvent mixture consisting of 50% by weight of NMP and 50% by weight of EHA. At an overhead pressure of 150 mbar, four fractions were again distilled off. At that time, the bottom temperature increased from 65 ° C to 115 ° C. A total of 296 g of distillate containing 281 g of acrylic acid were formed. This corresponds to an acrylic acid separation rate of 281 g / 384 g = 73%. Example 8 The distillation apparatus described above was charged with 405 g of acrylic acid and 3000 g of a solution consisting of 2595 g of a solvent mixture consisting of 20% by weight of NMP and 80% by weight of EHA. At an overhead pressure of 150 mbar, four fractions were again distilled off. At that time, the bottom temperature rose from 85 ° C to 115 ° C. A total of 401 g of distillate having a total of 387 g of acrylic acid was formed. This corresponds to an acrylic acid separation of 387 g / 405 g = 96%. From this example it can be seen that by using a mixture of lactam and a polar organic solvent according to the invention, a high selectivity for the absorption of ACA from a synthesis gas containing ACA and a very high conversion of acrylic acid from the solvent loaded during the distillation are obtained. It shows that it leads to good separation.