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WO2024033279A1 - Kontinuierliches verfahren zur herstellung von n-butyl(meth)acrylat mit einer katalysatorrückführung - Google Patents

Kontinuierliches verfahren zur herstellung von n-butyl(meth)acrylat mit einer katalysatorrückführung Download PDF

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Publication number
WO2024033279A1
WO2024033279A1 PCT/EP2023/071760 EP2023071760W WO2024033279A1 WO 2024033279 A1 WO2024033279 A1 WO 2024033279A1 EP 2023071760 W EP2023071760 W EP 2023071760W WO 2024033279 A1 WO2024033279 A1 WO 2024033279A1
Authority
WO
WIPO (PCT)
Prior art keywords
range
phase
meth
butyl
high boiler
Prior art date
Legal status (The legal status 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 status listed.)
Ceased
Application number
PCT/EP2023/071760
Other languages
English (en)
French (fr)
Inventor
Marvin KRAMP
Ortmund Lang
Josef Macht
Asyraf Thevendran BIN ABDULLAH
Christine Carola BEHRENS
Cornelis Hendricus DE RUITER
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
BASF SE
Original Assignee
BASF SE
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 BASF SE filed Critical BASF SE
Priority to EP23753893.9A priority Critical patent/EP4568938A1/de
Priority to US19/101,657 priority patent/US20250257026A1/en
Priority to JP2025507401A priority patent/JP2025526046A/ja
Priority to CN202380058334.1A priority patent/CN119677711A/zh
Priority to KR1020257007700A priority patent/KR20250051062A/ko
Publication of WO2024033279A1 publication Critical patent/WO2024033279A1/de
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Ceased legal-status Critical Current

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    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/08—Preparation of carboxylic acid esters by reacting carboxylic acids or symmetrical anhydrides with the hydroxy or O-metal group of organic compounds
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/48—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C67/52—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation
    • C07C67/54—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
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    • C07C67/00—Preparation of carboxylic acid esters
    • C07C67/48—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
    • C07C67/62—Use of additives, e.g. for stabilisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C07C69/00—Esters of carboxylic acids; Esters of carbonic or haloformic acids
    • C07C69/52—Esters of acyclic unsaturated carboxylic acids having the esterified carboxyl group bound to an acyclic carbon atom
    • C07C69/533—Monocarboxylic acid esters having only one carbon-to-carbon double bond
    • C07C69/54—Acrylic acid esters; Methacrylic acid esters
    • Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
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    • Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
    • Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
    • Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
    • Y02P20/584—Recycling of catalysts

Definitions

  • the present invention relates to a process for the continuous production of n-butyl (meth)acrylate by reacting (meth)acrylic acid with n-butanol in the presence of an acidic catalyst and a polymerization inhibitor.
  • N-Butyl (meth)acrylate is used particularly advantageously in the production of contact lenses or as a crosslinker or adhesion improver for dispersions, which are preferably used as adhesives, paints, paints, e.g. also printing inks, or textile, leather or paper auxiliaries as well as in curable coatings become.
  • Acid catalysts typically used for the esterification reaction include inorganic acids such as sulfuric acid, organic acids such as alkanesulfonic acids, ion exchange resins and the like.
  • the esterification water can be separated off by distillation as part of an azeotrope, which typically also includes the target ester.
  • an azeotrope typically also includes the target ester.
  • the esterification reaction takes place in such a way that the esterification water is continuously removed from the reaction mixture, but the majority of the target ester formed remains in the reaction mixture.
  • esterifications of this type are those in which the esterification water is separated off by distillation by adding an organic solvent as an azeotropic entraining agent. Alkanol used in excess can also serve as such an azeotropic entraining agent.
  • a variant for the production of n-butyl (meth) acrylate is that the esterification water is separated off by distillation as part of a heterogeneous azeotrope from n-butyl (meth) acrylate/n-butanol/water, whereby the n-butanol and/or that n- Butyl (meth)acrylate is at least partially recycled into the esterification as an organic phase.
  • esterification water that forms during esterification must be at least partially removed from the process.
  • the discharged catalyst portion is typically burned, which results in undesirable SO X emissions if, for example, sulfuric or sulfonic acids are used.
  • EP 0795 536 A1 discloses a process for the continuous production of alkyl esters of (meth)acrylic acid with recycling of an acidic catalyst into the reaction zone of the reactor. This document explains recycling of the acid catalyst only for the alkyl ester 2-ethylhexyl acrylate (2-EHA). The applicability and transferability of this teaching to the other physical process conditions in the production of n-butyl acrylate and the esterification reaction that takes place here with subsequent, specific purification to the alkyl ester n-butyl acrylate is not disclosed.
  • a process for the continuous production of alkyl (meth)acrylate, in particular n-butyl acrylate, is disclosed in WO 2012/026661 A1 (LG Chem, LTD.).
  • an organic, acidic catalyst is returned to the reaction zone of the reactor.
  • the recirculation is limited to the fact that the mass flow of the bottom outlet of the rectification column is already two-phase. The mass flow of the bottom outlet of the rectification column therefore already contains an organic and an aqueous phase.
  • the task was therefore to provide a continuous process for the production of n-butyl (meth) acrylate with catalyst recycling in order to improve the recovery rate of the catalyst during the production of the n-butyl (meth) acrylate using an acidic catalyst to enable. This also reduces the amount of catalyst discharged.
  • Another task was to use as little water as possible during the esterification and distillative purification in order to make the process energy efficient. This also means that fewer secondary components are formed in the process, since the reaction mixture is exposed to lower temperatures in the process.
  • (meth)acrylic acid refers to a (meth)acrylic acid quality which preferably contains at least 98% by weight, more preferably at least 99.5% by weight, of (meth)acrylic acid, and preferably a maximum of 0.2 % by weight of water and preferably a maximum of 0.03% by weight of acetic acid, propionic acid and isobutyric acid.
  • n-butanol quality with at least 99.5% by weight of n-butanol, a maximum of 0.05% by weight of n-butanal, a maximum of 0.02% by weight of dibutyl ether, a maximum of 0.1% by weight is preferred. % other alcohols and a maximum of 0.05% by weight of water are used.
  • the color number is preferably a maximum of APHA 5, the acid number is preferably a maximum of 0.03 mgKOH/g.
  • Suitable polymerization inhibitors that act as stabilizers can be, for example, N-oxides (nitroxyl or N-oxyl radicals, i.e. compounds that have at least one NO group), such as 4-hydroxy-2,2,6,6-tetramethylpiperidine -N-oxyl (HO-TEMPO), 4-oxo-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-N-oxyl, 4-acetoxy-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-N-oxyl, 2, 2,6,6-Tetra-methylpiperidine-N-oxyl, bis(1-oxyl-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-4-yl) sebacate, 4, 4', 4"- Tris( 2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-N-oxyl)-phosphite or 3-oxo-2,2,5,5-tetramethyl-pyrrolidine-N-oxyl; mono- or polyhydric phenols, which may contain one or have several al
  • N-methyl-4-toluenesulfonamide or N-tert-butyl-4-toluenesulfonamide oximes, such as aldoximes, ketoximes or amidoximes, such as diethyl ketoxime, methyl ethyl ketoxime or salicyladoxime, phosphorus-containing compounds, such as triphenylphosphine, triphenyl phosphite, triethyl phosphite, hypophosphorus Acid or alkyl esters of phosphorous acids; sulfur-containing compounds such as diphenyl sulfide or phenothiazine; Metal salts, such as copper or manganese, cerium, nickel, chromium salts, for example chlorides, sulfates, salicylates, tosylates, acrylates or acetates, such as copper acetate, copper (II) chloride, copper salicylate, cerium ( III) acetate or cerium (III
  • the preferred polymerization inhibitor or polymerization inhibitor mixture is at least one compound from the group of hydroquinone, hydroquinone monomethyl ether, phenothiazine, 4-hydroxy-2,2,6,6-tetramethylpiperidine-N-oxyl, 4-oxo-2,2,6,6 -tetramethylpiperidine-N-oxyl, bis(1-oxyl-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-4-yl)sebacate, 2-tert-butyl-phenol, 4-tert-butyl phenol, 2, 4-Di-tert-butylphenol, 2-tert-butyl-4-methylphenol, 6-tert-butyl-2,4-dimethylphenol, 2,6-di-tert-butyl-4-methylphenol, 2- Methyl-4-tert-butylphenol, hypophosphorous acid, copper (II) acetate, copper (L) chloride, copper (II) chloride, copper (II) salicylate and cerium (III)
  • Phenothiazine (PTZ) and/or hydroquinone monomethyl ether (MEHQ) are particularly preferably used as polymerization inhibitors.
  • PTZ is particularly preferably used as a polymerization inhibitor in esterification and/or distillation.
  • the polymerization inhibitor is preferably dissolved in one or more liquid, organic compounds.
  • the organic compound is preferably n-butanol and/or n-butyl (meth)acrylate.
  • Suitable esterification catalysts are the usual mineral acids and sulfonic acids, preferably sulfuric acid, phosphoric acid, alkylsulfonic acids (e.g. methanesulfonic acid, trifluoromethanesulfonic acid) and arylsulfonic acids (e.g. benzene, p-toluene or dodecylbenzenesulfonic acid) or mixtures thereof.
  • mineral acids and sulfonic acids preferably sulfuric acid, phosphoric acid, alkylsulfonic acids (e.g. methanesulfonic acid, trifluoromethanesulfonic acid) and arylsulfonic acids (e.g. benzene, p-toluene or dodecylbenzenesulfonic acid) or mixtures thereof.
  • Sulfuric acid, methanesulfonic acid, p-toluenesulfonic acid, m-toluenesulfonic acid, o-toluenesulfonic acid or mixtures thereof are particularly preferred. It is particularly preferred to use p-toluenesulfonic acid as the esterification catalyst.
  • the acidic catalyst is in particular a homogeneous catalyst.
  • the process for the continuous production of n-butyl (meth)acrylate by reacting (meth)acrylic acid with n-butanol in the presence of an acidic catalyst and a polymerization inhibitor comprises the following steps:
  • the mass flow ratio being between the partial stream of the aqueous phase (18) and the high boiler partial stream (7) of the discharged high boiler bottom discharge (23) is in the range from 0.08 to 0.50 and the mass flow ratio between the partial stream of the aqueous phase (26) and the high boiler partial stream (7) of the high boiler bottom discharge (23) is in the range from 0.08 to 0.50, preferably in the range from 0.1 to 0.3.
  • n-butyl (meth)acrylate by reacting (meth)acrylic acid with n-butanol in the presence of an acidic catalyst and a polymerization inhibitor:
  • rectification column in this document is to be understood as a general term for apparatus in which the supply of heat generates vapors that rise and come into contact with the flowing liquid phase.
  • Rectification columns are known in their general design and have the usual apparatus such as an evaporator in the bottom, an evaporator in the high boiler outlet or a condenser in the low boiler outlet, the high boilers preferably being in the bottom area and the low boilers preferably being in the top area of the rectification column .
  • part of the mass flow of the high boiler effluent is returned to the bottom area of the rectification column.
  • the bottom area it is also possible for the bottom area to be heated via, for example, external wall heating of the column in the bottom area and/or for an evaporator to be integrated in the bottom area.
  • a vapor stream is drawn off at the top of the rectification column and fed to a condenser.
  • the vapor stream is also commonly referred to as the low boiler effluent.
  • a portion of the vapor stream condensed in the condenser is returned to the rectification column, whereas the remaining portion of the condensed vapor stream is discharged as distillate.
  • the reflux ratio describes the ratio between the condensed vapor stream that is returned to the column and the condensed vapor stream that is withdrawn as distillate. As a rule, a return ratio in the range of 10 to 200% is set.
  • all common internals can be considered as column internals for the rectification column (E), for example trays, packings and/or beds.
  • the trays include bubble trays, sieve trays, valve trays, Thormann trays and/or dual-flow trays.
  • the rectification column (E) can also contain other standard components for control, such as pressure reducers, flow regulators or sensors. In principle, several rectification columns can be connected to each other in series or parallel, which can then also act as a “rectification column” (E).
  • the material components when using acrylic acid, the material components are referred to as low boilers if the boiling temperature at normal pressure is lower than the boiling temperature of n-butyl acrylate. Similarly, material components are referred to as high boilers if the boiling temperature at normal pressure is greater than or equal to the boiling temperature of n-butyl acrylate. The boiling point of n-butyl acrylate is 147° C at normal pressure.
  • the material components when using methacrylic acid, the material components are referred to as low boilers if the boiling temperature at normal pressure is lower than the boiling temperature of n-butyl methacrylate. Similarly, material components are referred to as high boilers if the boiling temperature at normal pressure is greater than or equal to the boiling temperature of n-butyl methacrylate. The boiling temperature of n-butyl methacrylate is 163° C at normal pressure.
  • the term “reactor” generally defines a reactor (A) or several reactors connected together that act as a “reactor” (A).
  • the reactor (A) also includes a reactor heating element to heat the reaction mixture.
  • the reactor heating element is, for example, an immersion heater in the reactor (A), a pipe system arranged on the outer lateral surface of the reactor and/or within the reactor (A) comprising coils or half-coils, one on the outer lateral surface of the reactor (A) and/or a an electrical heating system arranged within the reactor (A), an evaporator located outside the reactor (A), the reaction mixture flowing at least partially through the evaporator, or a double-walled embodiment of the reactor outer wall, in which a fluid separated from the reaction mixture, such as a liquid, a gas and/or a heating steam, is tempered and thereby a predetermined heating temperature is set, whereby the reaction mixture in the reactor (A) is heated.
  • a fluid separated from the reaction mixture such as a liquid, a gas and/
  • reactor heating elements can be used to heat the reaction mixture in the reactor (A).
  • a double-walled embodiment of the outer reactor wall and an evaporator located outside the reactor (A) can heat the reaction mixture at the same time or at least partially at different times.
  • the reactor (A) contains a column (B) attached to it, which preferably separates water by distillation.
  • the Column (B) itself is a distillation column with internal internals.
  • Such installations are trays such as bubble trays, perforated trays, in particular dual-flow trays, beds, packs or the like.
  • the reactor (A) is integrated into the rectification column (E), so that the esterification can take place in the bottom of the rectification column (E), i.e. in the reaction zone (E1).
  • the term “external water” is understood to mean water that comes from outside the process and is introduced into the process through an inlet on a mixer (H).
  • the external water is preferably demineralized water, particularly preferably fully demineralized water.
  • the external water preferably has a pH in the range from 4.5 to 10.5, particularly preferably in the range from 6.5 to 10.0.
  • the external water preferably contains no or only small amounts of electrolyte, preferably less than 0.1% by weight of electrolyte.
  • Para-toluenesulfonic acid is preferably used as the acidic esterification catalyst, i.e. acidic catalyst.
  • Their content in the reaction zone (E1) or in the reactor (A), based on the reaction mixture contained therein, is expediently 0.1 to 10.0% by weight, preferably 0.1 to 6.0% by weight.
  • Other organic sulfonic acids such as methanesulfonic acid, benzenesulfonic acid, dodecylbenzenesulfonic acid and/or sulfuric acid can also be used.
  • Their amount is equimolar to that of para-toluenesulfonic acid. Appropriate mixtures are also possible.
  • the content of catalytically active acid in the bottom of the rectification column (E), based on the mixture contained therein, can advantageously be between 2.5 and 50.0% by weight of para-toluenesulfonic acid or an equimolar amount of other organic sulfonic acid and/or sulfuric acid .
  • the resulting mixture (10) from the mixer (H) has a temperature in the range from 20 to 100 ° C, preferably in the range from 70 to 95 ° C, at the outlet of the mixer (H).
  • the high boiler bottom discharge (23) has a concentration of less than 10% by weight, preferably less than 5% by weight, of water. This has the advantage that less water is distilled off in the rectification column (E). and therefore less energy is used to heat the rectification column (E), which means that fewer secondary components are formed.
  • a partial stream of the aqueous extract is returned to the reactor (A) or the reaction zone (E1), the mass flow ratio between the partial stream of the aqueous extract and the total mass flow of the aqueous extract (12) being in the range of 0. 1 to 1.0, preferably in the range from 0.8 to 1.0.
  • the high boiler partial stream (7) of the high boiler bottom discharge (23) discharged in the mixer (H) is given such a mass flow of the partial stream of the aqueous phase (18) from the phase separator (G) and/or the partial stream added to the aqueous phase (26) from the phase separator (D), so that a phase ratio between the aqueous extract (12) to be obtained and the organic raffinate (11) to be obtained is in the range of 0.08 to 0.5 kg / kg, preferably from 0.1 to 0.3 kg/kg.
  • This has the advantage that a two-phase decomposition of the two phases is guaranteed, as little catalyst as possible has to be removed from the process and the water content is kept as low as possible during esterification and distillation.
  • a mass flow ratio between the partial flow of the aqueous phase (18) and the high boiler partial flow (7) of the discharged high boiler bottom discharge (23) or a mass flow ratio between the partial flow of the aqueous phase (26) and the high boiler partial stream (7) of the discharged high boiler - Bottom discharge (23) of 0.5 kg/kg or less is sufficient for the successful recycling of the acidic catalyst and the energy requirement of the process, in particular for the evaporation of water, is reduced compared to the use of larger amounts of water.
  • a mass flow ratio between the partial flow of the aqueous phase (18) and the high boiler partial flow (7) of the discharged high boiler bottom discharge (23) or a mass flow ratio between the partial flow of the aqueous phase (26) and the high boiler partial stream (7) of the discharged high boiler - Bottom discharge (23) of at least 0.08 kg/kg serves in turn for effective extraction and phase separation in the extraction phase separator (I).
  • a partial stream of the organic raffinate (11) is fed to a cleavage reactor (J).
  • the cleavage reactor (J) is connected to the mixer (H) and the extraction phase separator (I). downstream.
  • the organic components after phase separation i.e. the organic raffinate (11)
  • the cleavage reactor (J) is connected to the mixer (H) and the extraction phase separator (I). downstream.
  • phase separation in the extraction phase separator (I) is also improved by this arrangement, among other things because the viscosity of the continuous phase, i.e. the organic raffinate (11), is lower and the density difference between the two phases, i.e. the organic raffinate (11) and the aqueous extract (12), is higher compared to an extraction downstream of the cleavage reactor (J).
  • a partial stream of the organic raffinate (11) is fed to a cleavage reactor (J), the mass flow ratio between the partial stream of the organic raffinate (11) and the total mass flow of the organic raffinate being in the range from 0.1 to 1 .0, preferably in the range from 0.95 to 1.0.
  • This has the advantage that the high boilers can be split and the split products such as (meth)acrylic acid and n-butanol can be used again as starting materials in the process.
  • the esterification takes place at a temperature in the range from 90 to 130 ° C, preferably in the range from 95 to 105 ° C, and at an absolute pressure in the range from 0.8 to 2.0 bar, preferably in the range from 1.0 to 1.5 bar.
  • the splitting reactor (J) is supplied with a partial stream (8) of the high boiler bottom discharge (23) in a mass flow ratio to the high boiler partial stream (7) of the high boiler bottom discharge (23) in the range from 0.0 to 10, 0, preferably in the range from 0.1 to 1.0. This has the advantage that there is enough catalyst for the cleavage reaction in the cleavage reactor (J).
  • the reactor (A) is supplied with a partial stream (9) of the high boiler bottom discharge (23) in a mass flow ratio to the total high boiler bottom discharge (23) in the range from 0.1 to 0.99, preferably in the range of 0.85 to 0.95, supplied.
  • the high boiler bottom discharge (23) has a water content in the range from 0.1 to 10.0% by weight, more preferably from 0.1 to less than 10.0% by weight, more preferably from 0.1 to less than 5% by weight, in particular from 0.1 to 4.5% by weight. This has the advantage that there is not too much water in the process and therefore less energy is required and fewer secondary components are formed.
  • a single-phase removal of the high boiler bottom discharge (23) and then, after adding water in the mixer (H), a two-phase decomposition of the resulting mixture (10) is ensured.
  • the high boiler bottom discharge (23) has a content of oligomers and/or polymers in the range from 1 to 80% by weight, more preferably from 10 to 65% by weight, in particular from 20 to 60% by weight .-%.
  • Oligomers and/or polymers are molecules with a weight-average molecular weight of more than 1000 g/mol.
  • a content of oligomers and/or polymers of 80% by weight or less in the high boiler bottom discharge (23) results in the advantage of a lower viscosity, so that the subsequent phase separation in the extraction phase separator (I) is improved.
  • the mass flow ratio between the substream of the aqueous phase (18) and the high boiler substream (7) of the discharged high boiler bottoms discharge (23) or between the substream of the aqueous phase (26) and the high boiler substream (7) of the discharged high boiler bottoms discharge (23) can be further reduced.
  • the high boiler bottom discharge (23) has a catalyst content in the range from 0.1 to 10.0% by weight. This has the advantage that not too much catalyst has to be separated off, meaning that the process can run more energy-efficiently and less catalyst can be used in the process.
  • the acidic catalyst contains in the range from 0 to 100% by weight, preferably in the range from 80 to 100% by weight, particularly preferably in the range from 95 to 100% by weight, of p-toluenesulfonic acid. This has the advantage that the esterification takes place very efficiently because this catalyst has a high selectivity, a high reactivity and a long service life in this process.
  • the high boiler bottom discharge (23) is single-phase.
  • a partial stream of the aqueous phase (18) from the phase separator (G) and/or a partial stream of the aqueous phase (26) from the phase separator (D) is added to the mixer (H) in such an amount that the resulting Mixture (10) is two-phase.
  • external water is additionally added to the mixer (H).
  • a partial stream of the organic phase (14) is discharged from the phase separator (G) with a reflux ratio based on the organic phase in the range from 0.1 to 1.0 and a partial stream of the aqueous phase (16) is discharged from the Phase separator (G) with a reflux ratio based on the aqueous phase in the range from 1 to 10 is returned to the rectification column (E).
  • This has the advantage that less organic phase has to be discharged from the process or aqueous phase has to be separated off and both the esterification and the separation in the rectification column (E) take place in an energy-efficient manner. In addition, fewer secondary components are formed.
  • the acidic catalyst is present in a concentration in the range from 0.1 to 10% by weight in the reaction zone (E1) of the rectification column (E) or in the resulting reaction output from the reactor (A). This has the advantage that not too much catalyst has to be separated off, meaning that the process can run more energy-efficiently and less catalyst can be used in the process.
  • the reactor (A) is supplied with a partial stream of the aqueous extract (12) in a mass flow ratio to the total high boiler bottom discharge (23) in the range from 0.01 to 0.5, preferably in the range from 0.01 to 0.3, supplied.
  • Fig. 1 A first embodiment of a process according to the invention for the continuous production of n-butyl (meth)acrylate, in which a reactor A with a downstream rectification column E is used. This involves recycling an aqueous extract containing catalyst into reactor A and/or into rectification column E.
  • Fig. 2 A second embodiment of a process according to the invention for the continuous production of n-butyl (meth)acrylate, in which a reaction zone E1 is integrated in the bottom area of a rectification column E. This involves recycling an aqueous extract containing catalyst into the rectification column E.
  • Fig. 3 A third embodiment of a process for the continuous production of n-butyl (meth)acrylate as a comparative example, in which a reactor A with a downstream rectification column E is used.
  • an aqueous extract containing catalyst is not recycled into reactor A and/or into rectification column E.
  • FIG. 1 shows schematically a process flow diagram of a process engineering process according to a first embodiment of the method according to the invention, in which a partial stream of the aqueous phase 18 from a liquid-liquid phase separator G is added to a mixer H.
  • a reactant mass flow which comprises n-butanol, acrylic acid, PTZ and p-toluenesulfonic acid as an esterification catalyst, is fed to a reactor A through a line 1.
  • One over Column B arranged in reactor A separates a steam mixture flowing from reactor A through its separating internals.
  • a downstream condenser C which can optionally be supplemented by an aftercooler, at least partially condenses the vapor stream resulting from column B.
  • a solution of the polymerization inhibitor PTZ is added to the capacitor C through a line 24.
  • the non-condensed portion from the condenser C contains low-boiling impurities and is drawn off in vapor form via a line 2.
  • the condensed vapor stream flows as condensate into a liquid-liquid phase separator D.
  • the condensate separates into an aqueous and an organic phase.
  • the aqueous phase which mainly contains water, is led through a line 5 from the liquid-liquid phase separator D to a liquid-liquid phase separator G.
  • a further partial stream of the aqueous phase can in principle also be supplied as an extractant through a line 26 from the liquid-liquid phase separator D to the mixer H.
  • a resulting reaction discharge which contains, among other things, n-butyl acrylate, unreacted starting materials and higher-boiling impurities, is withdrawn through a line 6 and fed to a rectification column E with separating internals.
  • a rectification column E water, n-butyl acrylate and alcohol, among other things, are separated off.
  • the vapors emerging from the column are fed into a condenser F, which can optionally be supplemented by an aftercooler, and are partially condensed therein.
  • a solution of the polymerization inhibitor PTZ is added to the capacitor F through a line 25.
  • the non-condensed portion from the condenser F contains low-boiling impurities and is drawn off in vapor form through a line 13, whereas the resulting condensate flows into the liquid-liquid phase separator G. There the condensate separates into an aqueous and an organic phase.
  • An organic phase which mainly contains n-butyl acrylate and n-butanol, is partly returned as reflux through a line 14 to the rectification column E and the rest is discharged through a line 15 for further processing.
  • the aqueous phase which mainly contains water, is partly returned as reflux through a line 16 to the rectification column E, partly as an extractant through a line 18 to a mixer H and the rest is discharged through a line 17 for further processing.
  • the aqueous phase is used as the extractant Liquid-liquid phase separator G through line 18 and / or the aqueous phase through line 26 is mixed with the mass flow from line 7 and fed to an extraction phase separator I through a line 10.
  • the resulting mixture separates into an organic raffinate and an aqueous extract containing catalyst.
  • the aqueous extract which mainly contains water, is returned to the reactor A through a line 12.
  • the organic raffinate is at least partially fed through a line 11 to a cleavage reactor J for further processing.
  • the high boiler bottom discharge is also at least partially fed through a line 8 to the fission reactor J for further processing.
  • the bottom effluent of the cleavage reactor J is discharged from the process through a line 21, whereas the gaseous substances at the top of the cleavage reactor J are withdrawn through a line 22. The gaseous substances can then be condensed and finally returned to reactor A.
  • Fig. 2 shows schematically a process flow diagram of a process engineering process according to a second, alternative embodiment of the method according to the invention, in which a partial flow of the aqueous phase 18 from a liquid-liquid phase separator G is added to a mixer H, in this embodiment compared to the first Embodiment the reaction zone E1 is integrated into the bottom of the rectification column E.
  • Fig. 3 shows schematically a process flow diagram of a process engineering process as a comparative example, in which, in comparison to the first embodiment, there is no mixer H and no extraction phase separator I, which means that no return of the aqueous extract from the extraction phase separator I to the reactor A is possible.
  • thermodynamic simulations For this purpose, the Aspen Plus® (Aspen) software is used, which is available on the website (accessed on July 15, 2022). Aspen is a comprehensive simulation software that is used to model, simulate and optimize chemical processes and systems in industry. Aspen has extensive model databases for modeling the basic operations as well as material databases for the material properties of many different substances. Aspen calculates the properties of mixtures using different thermodynamic models from the material data of the pure substances. Comparative example 1
  • thermodynamic simulation of the entire system according to FIG. 3 is carried out by Aspen and delivers the following results:
  • An educt stream is fed through a line 1 to a reactor A with a mass flow of 1000 kg/h, the educt stream being a mixture with the following composition: n-butanol: 582.2 kg/h
  • Acrylic acid 413.9 kg/h
  • p-toluenesulfonic acid 3.9 kg/h.
  • a column B arranged above the reactor A separates a steam mixture flowing from the reactor A through its separating internals.
  • a downstream capacitor C at least partially condenses the vapor stream resulting from column B.
  • a solution of the polymerization inhibitor is fed through line 24 to a condenser C with a mass flow of 2 kg/h, the solution of the polymerization inhibitor having the following composition: n-butyl acrylate: 98% by weight, phenothiazine: 2% by weight.
  • the non-condensed portion from the condenser C contains low-boiling impurities and is drawn off in vapor form via a line 2.
  • the esterification is carried out in reactor A at a temperature of 105 ° C, a pressure of 470 mbar and a residence time of 2 hours.
  • the organic phase as an organic distillate has the following composition:
  • n-Butanol 77.3% by weight
  • n-Butyl acrylate 1.5% by weight
  • Phenothiazine ⁇ 0.01% by weight Unknown: 0.4% by weight.
  • the aqueous phase has the following composition:
  • n-Butanol 10.2% by weight
  • n-Butyl acrylate 68.0% by weight
  • a rectification column E equipped with 13 theoretical stages, water, n-butanol and n-butyl acrylate are drawn off in vapor form over the top of the rectification column E, condensed in a condenser F and then fed to a liquid-liquid phase separator G.
  • the pressure is 1059 mbar and the temperature is 95° C.
  • a solution of the polymerization inhibitor is fed through line 25 to a condenser F with a mass flow of 2 kg/h, the solution of the polymerization inhibitor having the following composition: n-butyl acrylate: 98% by weight, phenothiazine: 2% by weight.
  • the organic phase has the following composition: Water: 2.7% by weight n-Butanol: 16.8% by weight n-Butyl acrylate: 80.3% by weight
  • Phenothiazine ⁇ 0.01% by weight
  • 83 kg/h of the aqueous phase are withdrawn from the liquid-liquid phase separator G through line 17 as an aqueous distillate.
  • a partial stream with a mass flow of 724 kg/h of the aqueous phase is returned through line 16 as return to the rectification column E.
  • the aqueous phase has the following composition:
  • a partial stream with a mass flow of 73 kg/h is led through a line 8 to a cleavage reactor J and a partial stream with a mass flow of 585 kg/h is led back through a line 9 to the reactor A.
  • the steam mixture formed in the cleavage reactor J is discharged through a line 22, whereas the bottom mixture is discharged through a line 21.
  • the bottom mixture in the fission reactor J has the following composition:
  • Acrylic acid 11.1% by weight p-toluenesulfonic acid 3.4% by weight
  • Phenothiazine 0.2% by weight
  • a content of oligomers and/or polymers is included in the unknowns.
  • Example 1 In this Example 1, an embodiment of the process according to the invention for producing n-butyl (meth)acrylate according to FIG. 1 is simulated by the Aspen software. The simulation delivers the following results:
  • An educt stream is fed through a line 1 to a reactor A with a mass flow of 1000 kg/h, the educt stream having the following composition: n-butanol: 584.3 kg/h
  • Acrylic acid 414.4 kg/h
  • p-toluenesulfonic acid 1.3 kg/h.
  • the esterification in reactor A is carried out at a temperature of 105 ° C, an absolute pressure of 470 mbar and a residence time of 2 hours.
  • a column B arranged above the reactor A separates a steam mixture flowing from the reactor A through its separating internals.
  • a downstream capacitor C at least partially condenses the vapor stream resulting from column B.
  • a solution of the polymerization inhibitor is fed through line 24 to the condenser C at a mass flow of 2 kg/h, the solution of the polymerization inhibitor having the following composition: n-butyl acrylate: 98% by weight, phenothiazine: 2% by weight.
  • the non-condensed portion from the condenser C contains low-boiling impurities and is drawn off in vapor form via a line 2.
  • the organic phase has the following composition:
  • n-Butanol 77.0% by weight
  • n-Butyl acrylate 1.7% by weight
  • Phenothiazine ⁇ 0.01% by weight
  • the aqueous phase has the following composition:
  • n-Butanol 10.2% by weight
  • n-Butyl acrylate 68.0% by weight
  • a rectification column E equipped with 13 theoretical stages, water, n-butanol and n-butyl acrylate are drawn off in vapor form over the top of the rectification column E, condensed in a condenser F and then fed to a liquid-liquid phase separator G.
  • the absolute pressure is 1059 mbar and the temperature is 95° C.
  • a solution of the polymerization inhibitor is fed through a line 25 to a condenser F with a mass flow of 2 kg/h, the solution of the polymerization inhibitor having the following composition: n-butyl acrylate: 98% by weight, phenothiazine: 2% by weight.
  • the organic phase is withdrawn from the liquid-liquid phase separator G with a mass flow of 807 kg/h through a line 15 as organic distillate for further purification.
  • a partial stream with a mass flow of 367 kg/h is returned to the rectification column E through a line 14 as return flow.
  • the organic phase has the following composition: Water: 2.6% by weight n-Butanol: 16.7% by weight n-Butyl acrylate: 80.5% by weight
  • Phenothiazine ⁇ 0.01% by weight
  • a mass flow of 101 kg/h of the aqueous phase is withdrawn from the liquid-liquid phase separator G as an aqueous distillate through a line 17 for further purification.
  • a partial stream with a mass flow of 728 kg/h is returned to the rectification column E through a line 16 as return flow.
  • a further partial stream of the aqueous phase is fed through a line 18 to a mixer H with a mass flow of 10 kg/h as an extractant for the catalyst extraction.
  • the aqueous phase has the following composition:
  • a partial stream is passed through a line 7 with a
  • the liquid mixture has the following composition:
  • Acrylic acid 11.1% by weight p-toluenesulfonic acid 3.4% by weight
  • Phenothiazine 0.4% by weight
  • the content of oligomers and/or polymers is included in the unknowns.
  • the partial stream from the rectification column E which contains the catalyst and higher-boiling impurities, is combined through line 7 with a partial stream 18 from the liquid-liquid phase separator G, which contains the extractant water, in one Phase ratio of 0.2 kg / kg mixed and fed through a line 10 to an extraction phase separator I, the phase ratio being calculated by adding the mass flow of the aqueous phase from the high boiler partial stream 7 and the mass flow of the extractant water from the partial stream 18 , whereby the value of the addition is divided by the mass flow of the organic phase of the partial stream 7 and the mass flow of the organic phase of the partial stream 18.
  • the organic raffinate has the following composition:
  • n-Butanol 4.9% by weight
  • n-Butyl acrylate 23.8% by weight
  • Acrylic acid 9.1% by weight p-toluenesulfonic acid ⁇ 0.05% by weight
  • Phenothiazine 0.2% by weight
  • the content of oligomers and/or polymers is included in the unknowns.
  • the aqueous extract is fed back to reactor A through a line 12 at a mass flow of 14 kg/h.
  • the aqueous extract has the following composition:
  • Acrylic acid 9.9% by weight p-toluenesulfonic acid 11.9% by weight
  • Phenothiazine 0.7% by weight
  • Catalyst concentration in reactor A results in the following:
  • the educt stream containing catalyst, which is fed to reactor A through line 1, has a lower catalyst concentration in Example 1 according to the invention than in Comparative Example 1.
  • Example 1 according to the invention a mass flow of 1.3 kg/h of new catalyst is fed to line 1, whereas in Comparative Example 1, a mass flow of 3.9 kg/h of new catalyst is fed to line 1.
  • Example 1 the aqueous extract 12 is returned to reactor A with a mass flow of 14 kg/h, the catalyst concentration being 11.9% by weight.
  • Example 1 there is a phase breakdown since the phase ratio resulting at the outlet of the mixer H between the aqueous phase 18 and the high boiler partial stream 7 of the high boiler bottom discharge 23 is 0.2 kg/kg, whereas in Comparative Example 1 there is no mixer (H ) is present and the water concentration in the high boiler bottom discharge 23 is only 0.03 kg/kg. There is therefore no phase decay in Comparative Example 1.
  • Example 2 the cleavage reactor J was connected downstream of the mixer H and the extraction phase separator I, analogously to Example 1.
  • a high boiler partial stream 7 of the high boiler bottom discharge 23 from the bottom of the rectification column E was fed to the mixer H.
  • the viscosity of the organic raffinate 11, which was removed from the extraction phase separator I and fed to the cleavage reactor J, was 0.7 mPas.
  • the separation time in the extraction phase separator I was 60 s and the density difference was 100 kg/m 3 .
  • Example 3 the cleavage reactor J was connected upstream of the mixer H and a partial stream 8 (analogous to FIG. 3) of the high boiler bottom discharge 23 from the bottom of the rectification column E was first fed to the cleavage reactor J.
  • the heavy boiler Bottom discharge 21 from the splitting reactor J was then fed to the mixer H, which was followed by the extraction phase separator I.
  • the viscosity of the organic raffinate 11, which was taken here from the extraction phase separator I, was 30 mPas.
  • the separation time in the extraction phase separator I was 240 to 300 s and the density difference was small at 12 kg/m 3 .

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Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors, umfassend die Schritte gemäß einer ersten Ausführungsform: * Durchführen einer Veresterung innerhalb eines Reaktors (A) mit einer ihm aufgesetzten Säule (B), wobei die Komponenten (Meth)acrylsäure und n-Butanol in einem Molverhältnis im Bereich von 1,0 : 1,0 bis 1,0 : 2,0, bevorzugt im Bereich von 1,0 : 1,1 bis 1,0 : 1,5, eingesetzt werden, und wobei die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich von 80 bis 150 °C, bevorzugt im Bereich von 100 bis 130 °C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5,0 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1,5 bar, stattfindet, wodurch ein resultierender Reaktionsaustrag (6) und ein Brüdenstrom am Kopf der Säule (B) erhalten wird, * Austragen des Brüdenstroms am Kopf der Säule (B), * Kondensieren des Brüdenstroms in einem Kondensator (C), unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase, * Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (D), * Zuführen des resultierenden Reaktionsaustrags (6) in eine Rektifikationskolonne (E), * Abtrennen der Azeotrope innerhalb der Rektifikationskolonne (E): a) Wasser und n-Butyl(meth)acrylat, b) n-Butanol und n-Butyl(meth)acrylat, c) n-Butanol und Wasser, d) n-Butanol, n-Butyl(meth)acrylat und Wasser, wobei die Rektifikationskolonne (E) bei einer Sumpftemperatur im Bereich von 80 bis 150 °C und bei einer Temperatur am Kopf im Bereich von 70 bis 130 °C sowie bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1,5 bar, betrieben wird, * Austragen eines durch die Azeotrope angereicherten Gasstroms am Kopf der Rektifikationskolonne (E), * Kondensieren des Gasstroms in einem Kondensator (F) unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase, * Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (G), * Kontinuierliches Abführen zumindest eines Teils der organischen Phase aus dem Phasenabscheider (G), wobei dieser abgeführte Teil der mit n-Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase den Rohproduktstrom (15) darstellt, * Austragen eines Schwersieder-Sumpfaustrags (23) aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne (E), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder- Sumpfaustrag (23) und der dem Reaktor (A) als Edukt zugeführten (Meth)acrylsäure sich im Bereich von 0,5 bis 5 befindet, * Zuführen eines Schwersieder-Teilstroms (7) des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags (23) in einen Mischer (H), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder-Teilstrom (7) und dem Schwersieder-Sumpfaustrag (23) sich im Bereich von 0,01 bis 0,5, bevorzugt im Bereich von 0,05 bis 0,08, befindet, * Zuführen einer aus dem Mischer (H) resultierenden Mischung (10) in einen nachgeschalteten Extraktions-Phasenabscheider (I), * Kontinuierliches Abtrennen der Mischung im Extraktions-Phasenabscheider (I) unter Erhalt eines organischen Raffinats (11) und eines Katalysator enthaltenden, wässrigen Extrakts (12), wobei das wässrige Extrakt (12) zumindest teilweise dem Reaktor (A) und/oder der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird, wobei - ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G), - ein Teilstrom der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) und/oder - ein Teilstrom der wässrigen Phase (5) aus dem Phasenabscheider (D) dem Phasenabscheider (G) zugeführt wird und anschließend aus diesem Phasenabscheider (G) ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) dem Mischer (H) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,50 befindet und wobei, das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (5) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,50 befindet.

Description

Kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von n- Butyl (meth)acrylat mit einer Katalysatorrückführung
Beschreibung
Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von n- Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors.
N-Butyl(meth)acrylat findet besonders vorteilhaft Verwendung in der Herstellung von Kontaktlinsen oder als Vernetzer oder Haftverbesserer für Dispersionen, die vorzugsweise als Klebstoffe, Anstrichmittel, Farben, z.B. auch Druckfarben, oder Textil-, Leder- oder Papierhilfsmittel sowie in härtbaren Beschichtungen eingesetzt werden.
Bei Veresterungen von Alkanol mit Säure laufen generell typische Gleichgewichtsreaktionen ab, die durch starke Säuren katalysiert werden und die als typische Kondensationsreaktionen zur Abspaltung von Veresterungswasser führen. Üblicherweise wird durch Entfernung des Veresterungswassers aus dem Reaktionsgemisch das Veresterungsgleichgewicht in Richtung der Vorwärtsreaktion verschoben, wodurch sich die Umwandlungsraten für das Zielprodukt erhöhen.
Zu den sauren Katalysatoren, die typischerweise für die Veresterungsreaktion verwendet werden, gehören anorganische Säuren wie Schwefelsäure, organische Säuren wie Alkansulfonsäuren, lonenaustauscherharze und dergleichen.
Die Abtrennung des Veresterungswassers kann destillativ als Bestandteil eines Azeotrops erfolgen, das auch den Zielester typischerweise umfasst. In der Regel erfolgt die Veresterungsreaktion so, dass das Veresterungswasser kontinuierlich aus dem Reaktionsgemisch entfernt wird, wobei die Hauptmenge des gebildeten Zielesters aber im Reaktionsgemisch verbleibt.
Beispiele für Veresterungen dieser Art bilden diejenigen, bei denen das Veresterungswasser durch Zusatz eines organischen Lösungsmittels als azeotropem Schlepper destillativ abgetrennt wird. Als ein solches azeotropes Schleppmittel kann auch im Überschuss eingesetztes Alkanol dienen.
Eine Variante zur Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat besteht darin, dass das Veresterungswasser als Bestandteil eines heterogenen Azeotrops aus n-Butyl(meth)acrylat/n- Butanol/Wasser destillativ abgetrennt wird, wobei das n-Butanol und/oder das n- Butyl(meth)acrylat als organische Phase zumindest teilweise in die Veresterung zurückgeführt wird.
Eine Herausforderung dieses Verfahrens ist, dass das sich bei der Veresterung bildende Veresterungswasser zumindest teilweise aus dem Verfahren ausgeschleust werden muss. Zudem wird typischerweise der ausgeschleuste Katalysatoranteil verbrannt, wodurch im Fall einer Verwendung von beispielsweise Schwefel- oder Sulfonsäuren unerwünschte SOX Emissionen entstehen.
Ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Alkylestern der (Meth)acrylsäure mit einer Rückführung eines sauren Katalysators in die Reaktionszone des Reaktors offenbart EP 0795 536 A1 (BASF AG). In diesem Dokument wird eine Rückführung des sauren Katalysators nur für das Alkylester 2-Ethylhexylacrylat (2-EHA) erläutert. Die Anwendbarkeit sowie die Übertragbarkeit dieser Lehre auf die anderen physikalischen Verfahrensbedingungen bei der Herstellung von n-Butylacrylat und der hier stattfindenden Veresterungsreaktion mit nachgeschalteter, spezifischer Aufreinigung zu dem Alkylester n-Butylacrylat wird nicht offenbart.
Ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Alkyl(meth)acrylat, insbesondere n- Butylacrylat, offenbart WO 2012/026661 A1 (LG Chem, LTD.). In diesem Verfahren wird ein organischer, saurer Katalysator in die Reaktionszone des Reaktors zurückgeführt. Jedoch ist die Rückführung darauf beschränkt, dass der Massenstrom des Sumpfauslasses der Rektifikationskolonne bereits zweiphasig ist. Somit enthält der Massenstrom des Sumpfauslasses der Rektifikationskolonne bereits eine organische und eine wässrige Phase.
Es stellte sich daher die Aufgabe ein kontinuierliches Verfahren zur Herstellung von n- Butyl(meth)acrylat mit einer Katalysatorrückführung zur Verfügung zu stellen, um während der Herstellung des n-Butyl(meth)acrylats unter Verwendung eines sauren Katalysators eine Verbesserung der Rückgewinnungsrate des Katalysators zu ermöglichen. Damit wird auch die Menge des ausgeschleusten Katalysators verringert.
Eine weitere Aufgabe war es, so wenig wie möglich an Wassermenge bei der Veresterung und der destillativen Aufreinigung mitzuführen, um das Verfahren energieeffizient gestalten zu können. Damit einhergehend werden auch weniger Nebenkomponenten im Verfahren gebildet, da das Reaktionsgemisch im Verfahren geringeren Temperaturen ausgesetzt wird.
Zudem war es die Aufgabe, einen größeren Umsatz und eine größere Ausbeute an n- Butyl(meth)acrylat zu erreichen. Diese Aufgaben werden erfindungsgemäß durch den Anspruch 1 oder alternativ durch den Anspruch 2 gelöst. Weiterhin betrifft die Erfindung bevorzugte Ausgestaltungen des Verfahrens gemäß den Ansprüchen 3 bis 14.
In dieser Schrift dienen die Bezugszeichen in Klammern einem besseren Verständnis beim Lesen. Die Bezugszeichen in Klammern wirken nicht einschränkend, sondern stellen nur jeweils ein mögliches Beispiel von mehreren Umsetzungsmöglichkeiten dar.
Das erfindungsgemäße Verfahren basiert auf den Edukten n-Butanol und (Meth)acrylsäure. Als (Meth)acrylsäure wird in dieser Schrift eine (Meth)acrylsäure-Qualität bezeichnet, die bevorzugt mindestens 98 Gew.-%, weiter bevorzugt mit mindestens 99,5 Gew.-%, (Meth)acrylsäure, daneben bevorzugt maximal 0,2 Gew.-% Wasser sowie jeweils bevorzugt maximal 0,03 Gew.- % Essigsäure, Propionsäure und Isobuttersäure aufweist. Vorzugsweise wird eine n-Butanol- Qualität mit mindestens 99,5 Gew.-% n-Butanol, maximal 0,05 Gew.-% n-Butanal, maximal 0,02 Gew.-% Dibutylether, maximal 0,1 Gew.-% anderen Alkoholen sowie maximal 0,05 Gew.-% Wasser eingesetzt. Die Farbzahl beträgt vorzugsweise maximal APHA 5, die Säurezahl bevorzugt maximal 0,03 mgKOH/g.
Geeignete Polymerisationsinhibitoren, die als Stabilisatoren wirken, können beispielsweise N- Oxide (Nitroxyl- oder N-Oxyl-Radikale, also Verbindungen, die wenigstens eine NO-Gruppe aufweisen), wie z.B. 4-Hydroxy-2,2,6,6-tetramethylpiperidin-N-oxyl (HO-TEMPO), 4-Oxo- 2,2,6,6-tetramethyl-piperidin-N-oxyl, 4-Acetoxy-2,2,6,6-tetramethyl-piperidin-N-oxyl, 2, 2,6,6- Tetra-methylpiperidin-N-oxyl, Bis(1-oxyl-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-4-yl)sebacat, 4, 4', 4"- Tris(2,2,6,6-tetramethyl-piperidin-N-oxyl)-phosphit oder 3-Oxo-2,2,5,5-tetramethyl-pyrrolidin-N- oxyl; ein- oder mehrwertige Phenole, die ggf. eine oder mehrere Alkylgruppen aufweisen, wie z.B. Alkylphenole, beispielsweise o-, m- oder p- Kresol (Methylphenol), 2-tert.-Butylphenol, 4- tert.-Butylphenol, 2,4-Di-tert.-butylphenol, 2-Methyl-4-tert.-butyl-phenol, 2-tert.-Butyl-4- methylphenol, 2,6-tert.-Butyl-4-methylphenol, 4-tert.-Butyl-2,6-dimethylphenol oder 6- tert.- Butyl-2,4-dimethylphenol; Chinone, wie z.B. Hydrochinon, Hydrochinonmonomethylether, 2- Methylhydrochinon oder 2,5-Di-tert.-butylhydrochinon; Hydroxyphenole, wie beispielsweise Brenzcatechin (1,2-Dihydroxy-benzol) oder Benzochinon; Aminophenole, wie z.B. p- Aminophenol; Nitrosophenole, wie z.B. p-Nitrosophenol; Alkoxyphenole, wie beispielsweise 2- Methoxyphenol (Guajacol, Brenzcatechinmonomethylether), 2-Ethoxyphenol, 2- Isopropoxyphenol, 4-Methoxyphenol (Hydrochinonmonomethylether), Mono- oder Di-tert.-butyl- 4-methoxyphenol; Tocopherole, wie z.B. a-Tocopherol sowie 2,3-Dihydro-2,2-dimethyl-7- hydroxybenzofuran (2,2-Dimethyl-7-hydroxycumaran), aromatische Amine, wie z.B. N,N- Diphenylamin oder N-Nitroso-diphenyl-amin; Phenylendiamine, wie z.B. N, N'-Dialkyl-p- phenylendiamin, wobei die Alkylreste gleich oder verschieden sein können und jeweils unabhängig voneinander aus 1 bis 4 Kohlenstoffatomen bestehen und geradkettig oder verzweigt sein können, wie z.B. N,N'-Dimethyl-p-phenylendiamin oder N, N'-Diethyl-p- phenylendiamin, Hydroxylamine, wie z.B. N,N-Diethylhydroxylamin, Imine, wie z.B. Methylethylimin oder Methylenviolett, Sulfonamide, wie z. B. N-Methyl-4-toluolsulfonamid oder N-tert.-Butyl-4-toluolsulfonamid, Oxime, wie Aldoxime, Ketoxime oder Amidoxime, wie z.B. Diethylketoxim, Methylethylketoxim oder Salicyladoxim, phosphorhaltige Verbindungen, wie z.B. Triphenylphosphin, Triphenylphosphit, Triethylphosphit, hypophosphorige Säure oder Alkylester der phosphorigen Säuren; schwefelhaltige Verbindungen wie z.B. Diphenylsulfid oder Phenothiazin; Metallsalze, wie Kupfer- oder Mangan-, Cer-, Nickel-, Chromsalze, beispielsweise -chloride, -sulfate, -salicylate, -tosylate, -acrylate oder -acetate, wie z.B. Kupferacetat, Kupfer(ll)chlorid, Kupfersalicylat, Cer(lll)acetat oder Cer(lll)ethylhexanoat, oder Gemische davon sein.
Bevorzugt wird als Polymerisationsinhibitor bzw. Polymerisationsinhibitor-Gemisch mindestens eine Verbindung aus der Gruppe Hydrochinon, Hydrochinonmonomethylether, Phenothiazin, 4- Hydroxy-2,2,6,6-tetramethylpiperidin-N-oxyl, 4-Oxo-2,2,6,6-tetramethylpiperidin-N-oxyl, Bis(1 - oxyl-2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-4-yl)sebacat, 2-tert.-Butyl-phenol, 4-tert.- Butyl phenol, 2,4-Di- tert.-butylphenol, 2-tert.-Butyl-4-methylphenol, 6-tert.-Butyl-2,4-dimethylphenol, 2,6-Di-tert.- butyl-4-methylphenol, 2-Methyl-4-tert.-butylphenol, hypophosphorige Säure, Kupfer(ll)acetat, Kupfer(l)chlorid, Kupfer(ll)chlorid, Kupfer(ll)salicylat und Cer(lll)acetat eingesetzt.
Besonders bevorzugt wird Phenothiazin (PTZ) und/oder Hydrochinonmonomethylether (MEHQ) als Polymerisationsinhibitor verwendet.
Ganz besonders bevorzugt wird PTZ als Polymerisationsinhibitor bei der Veresterung und/oder bei der Destillation eingesetzt.
Bevorzugt wird der Polymerisationsinhibitor in einer oder mehreren flüssigen, organischen Verbindungen gelöst. Die organische Verbindung ist bevorzugt n-Butanol und/oder n- Butyl(meth)acrylat.
Als Veresterungskatalysator kommen die üblichen Mineralsäuren und Sulfonsäuren in Frage, vorzugsweise Schwefelsäure, Phosphorsäure, Alkylsulfonsäuren (z.B. Methansulfonsäure, Trifluormethansulfonsäure) und Arylsulfonsäuren (z.B. Benzol-, p-Toluol- oder Dodecylbenzolsulfonsäure) oder Gemische davon.
Besonders bevorzugt ist Schwefelsäure, Methansulfonsäure, p-Toluolsulfonsäure, m- Toluolsulfonsäure, o-Toluolsulfonsäure oder Gemische davon. Ganz besonders bevorzugt wird p-Toluolsulfonsäure als Veresterungskatalysator verwendet.
Der saure Katalysator ist insbesondere ein homogener Katalysator. Bevorzugt wird als saurer Katalysator Schwefelsäure, Phosphorsäure, Alkylsulfonsäuren (z.B. Methansulfonsäure, Trifluormethansul-fonsäure) und Arylsulfonsäuren (z.B. Benzol-, p-Toluol- oder Dodecylbenzolsulfonsäure) oder Gemische davon, weiter bevorzugt p-Toluolsulfonsäure, eingesetzt.
Erfindungsgemäß umfasst das Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von n- Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors folgende Schritte:
• Durchführen einer Veresterung innerhalb eines Reaktors (A) mit einer ihm aufgesetzten Säule (B), wobei die Komponenten (Meth)acrylsäure und n-Butanol in einem Molverhältnis im Bereich von 1 ,0 : 1 ,0 bis 1 ,0 : 2,0, bevorzugt im Bereich von 1,0 : 1,1 bis 1 ,0 : 1 ,5, eingesetzt werden, und wobei die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich von 80 bis 150° C, bevorzugt im Bereich von 100 bis 130° C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5,0 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1 ,5 bar, stattfindet, wodurch ein resultierender Reaktionsaustrag (6) und ein Brüdenstrom am Kopf der Säule (B) erhalten wird,
• Austragen des Brüdenstroms am Kopf der Säule (B),
• Kondensieren des Brüdenstroms in einem Kondensator (C), unter Ausbildung einer organischen Phase und einer wässrigen Phase,
• Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (D),
• Zuführen des resultierenden Reaktionsaustrags (6) in eine Rektifikationskolonne (E),
• Abtrennen der Azeotrope innerhalb der Rektifikationskolonne (E): a) Wasser und n-Butyl(meth)acrylat, b) n-Butanol und n-Butyl(meth)acrylat, c) n-Butanol und Wasser, d) n-Butanol, n-Butyl(meth)acrylat und Wasser, wobei die Rektifikationskolonne (E) bei einer Sumpftemperatur im Bereich von 80 bis 150° C und bei einer Temperatur am Kopf im Bereich von 70 bis 130° C sowie bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5 bar betrieben wird,
• Austragen eines durch die Azeotrope angereicherten Gasstroms am Kopf der Rektifikationskolonne (E),
• Kondensieren des Gasstroms in einem Kondensator (F) unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase,
• Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (G),
• Kontinuierliches Abführen zumindest eines Teils der organischen Phase aus dem Phasenabscheider (G), wobei dieser abgeführte Teil der mit n-Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase den Rohproduktstrom (15) darstellt,
• Austragen eines Schwersieder-Sumpfaustrags (23) aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne (E), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder- Sumpfaustrag (23) und der dem Reaktor (A) als Edukt zugeführten (Meth)acrylsäure (1) sich im Bereich von 0,5 bis 5 befindet,
• Zuführen eines Schwersieder-Teilstroms (7) des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags (23) in einen Mischer (H), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder-Teilstrom (7) und dem Schwersieder-Sumpfaustrag (23) sich im Bereich von 0,01 bis 0,50, bevorzugt im Bereich von 0,05 bis 0,08, befindet,
• Zuführen einer aus dem Mischer (H) resultierenden Mischung (10) in einen nachgeschalteten Extraktions-Phasenabscheider (I),
• Kontinuierliches Abtrennen der Mischung (10) im Extraktions-Phasenabscheider (I) unter Erhalt eines organischen Raffinats (11) und eines Katalysator enthaltenden, wässrigen Extrakts (12), wobei das wässrige Extrakt (12) zumindest teilweise dem Reaktor (A) und/oder der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird, wobei
- ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G),
- ein Teilstrom der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) und/oder - ein Teilstrom der wässrigen Phase (5) aus dem Phasenabscheider (D) dem Phasenabscheider (G) zugeführt wird und anschließend aus diesem Phasenabscheider (G) ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) dem Mischer (H) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,50 befindet und wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (26) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,50, bevorzugt im Bereich von 0,1 bis 0,3, befindet.
Es wurde überraschenderweise erkannt, dass durch die Zuführung eines Teilstroms der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und/oder durch die Zuführung eines Teilstroms der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) zum Mischer (H) ein zweiphasiger Zerfall der resultierenden Mischung (10) nach der Startphase der Anlage stets vorliegt. Dadurch kann eine Rückführung des Katalysators unter allen auftretenden Betriebszuständen in der Anlage stets erfolgen. Zudem kann auch der Wassergehalt innerhalb der Anlage, wie beispielsweise im Reaktor (A) oder in der Rektifikationskolonne (E), möglichst gering gehalten werden. Ferner ist dadurch das Verfahren energieeffizienter und es werden im Verfahren weniger Nebenkomponenten gebildet. Zudem wird ein größerer Umsatz und eine größere Ausbeute an n-Butyl(meth)acrylat erreicht.
In einem alternativen erfindungsgemäßen Verfahren sind zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors folgende Schritte umfasst:
• Durchführen einer Veresterung in einer Reaktionszone (E1), wobei sich die Reaktionszone (E1) im Sumpf einer Rektifikationskolonne (E) befindet, wobei die Komponenten (Meth)acrylsäure und n-Butanol in einem Molverhältnis im Bereich von 1,0 : 1,0 bis 1,0 : 2,0, bevorzugt im Bereich von 1 ,0 : 1 ,1 bis 1,0 : 1,5, eingesetzt werden, und wobei die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich 80 bis 150° C, bevorzugt im Bereich 100 bis 130° C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5,0 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1,5 bar, stattfindet,
• Abtrennen der sich durch die Veresterung bildenden Azeotrope: a) Wasser und n-Butyl(meth)acrylat, b) n-Butanol und n-Butyl(meth)acrylat, c) n-Butanol und Wasser, d) n-Butanol, n-Butyl(meth)acrylat und Wasser, wobei die Abtrennung durch die Rektifikationskolonne (E) stattfindet, die bei einer Sumpftemperatur im Bereich von 80 bis 150° C und bei einer Temperatur am Kopf im Bereich von 70 bis 130° C sowie bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5 bar betrieben wird,
• Austragen eines durch die Azeotrope angereicherten Gasstroms am Kopf der Rektifikationskolonne (E),
• Kondensieren des Gasstroms in einem Kondensator (F) unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase,
• Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (G),
• Kontinuierliches Abführen zumindest eines Teils der organischen Phase aus dem Phasenabscheider (G), wobei dieser abgeführte Teil der mit n-Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase den Rohproduktstrom (15) darstellt,
• Austragen eines Schwersieder-Sumpfaustrags (23) aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne (E), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder- Sumpfaustrag (23) und der der Reaktionszone (E1) als Edukt zugeführten (Meth)acrylsäure sich im Bereich von 0,05 bis 0,5 befindet,
• Zuführen eines Schwersieder-Teilstroms (7) des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags (23) in einen Mischer (H), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder-Teilstrom (7) und dem Schwersieder-Sumpfaustrag (23) sich im Bereich von 0,01 bis 1 ,0, bevorzugt im Bereich von 0,10 bis 0,70, befindet,
• Zuführen einer aus dem Mischer (H) resultierenden Mischung (10) in einen nachgeschalteten Extraktions-Phasenabscheider (I),
• Kontinuierliches Abtrennen der Mischung (10) im Extraktions-Phasenabscheider (I) unter Erhalt eines organischen Raffinats (11) und eines Katalysator enthaltenden, wässrigen Extrakts (12), wobei das wässrige Extrakt (12) zumindest teilweise der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird, wobei ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) dem Mischer (H) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,50, bevorzugt im Bereich von 0,1 bis 0,3, befindet.
In diesem alternativen erfindungsgemäßen Verfahren können auch die gleichen technischen Effekte beobachtet werden. So wurde auch hier erkannt, dass durch die Zuführung eines Teilstroms der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) zum Mischer (H) ein zweiphasiger Zerfall der resultierenden Mischung (10) nach der Startphase der Anlage stets vorliegt. Dadurch kann eine Rückführung des Katalysators unter allen auftretenden Betriebszuständen in der Anlage stets erfolgen. Zudem kann auch der Wassergehalt innerhalb der Anlage, wie beispielsweise in der Reaktionszone (E1) oder in der Rektifikationskolonne (E), möglichst gering gehalten werden. Somit ist das Verfahren energieeffizienter und es werden im Verfahren weniger Nebenkomponenten gebildet. Zudem wird ein größerer Umsatz und eine größere Ausbeute an n-Butyl(meth)acrylat erreicht.
Der Begriff „Rektifikationskolonne“ ist in dieser Schrift als allgemeine Bezeichnung für Apparate zu verstehen, in denen durch Wärmezufuhr Dämpfe erzeugt werden, die aufsteigen und in Kontakt mit abströmender flüssiger Phase stehen.
Rektifikationskolonnen sind in ihrer allgemeinen Bauart bekannt und weisen die üblichen Apparate wie beispielsweise einen Verdampfer im Sumpf, einen Verdampfer im Schwersieder- Ablauf oder einen Kondensator im Leichtsieder-Ablauf auf, wobei die Schwersieder sich bevorzugt im Sumpfbereich und die Leichtsieder bevorzugt im Kopfbereich der Rektifikationskolonne befinden. Typischerweise wird ein Teil des Massenstroms des Schwersieder-Ablaufs in den Sumpfbereich der Rektifikationskolonne zurückgeführt. Prinzipiell ist es aber auch möglich, dass der Sumpfbereich über beispielsweise eine Außenwandbeheizung der Kolonne im Sumpfbereich beheizt wird und/oder ein Verdampfer im Sumpfbereich integriert ist. Typischerweise wird am Kopf der Rektifikationskolonne ein Brüdenstrom abgezogen und einem Kondensator zugeführt. Der Brüdenstrom wird auch üblicherweise als Leichtsieder-Ablauf bezeichnet. Ein Teil des im Kondensator kondensierten Brüdenstroms wird in die Rektifikationskolonne zurückgeführt, wohingegen der restliche Teil des kondensierten Brüdenstroms als Destillat ausgeschleust wird. Das Rücklaufverhältnis beschreibt hierbei das Verhältnis zwischen dem kondensierten Brüdenstrom, der in die Kolonne zurückgeführt wird, und dem kondensierten Brüdenstrom, der als Destillat abgezogen wird. In der Regel wird ein Rücklaufverhältnis im Bereich von 10 bis 200 % eingestellt. Als Kolonneneinbauten für die Rektifikationskolonne (E) kommen prinzipiell alle gängigen Einbauten in Betracht, beispielsweise Böden, Packungen und/oder Schüttungen. Von den Böden sind Glockenböden, Siebböden, Ventilböden, Thormannböden und/ oder Dual-Flow- Böden bevorzugt, von den Schüttungen sind solche mit Ringen, Wendeln, Sattelkörpern oder Geflechten bevorzugt. Zudem kann die Rektifikationskolonne (E) auch weitere Standardbauteile zur Regelung enthalten, wie beispielhaft Druckminderer, Durchflussregler oder Sensoren. Prinzipiell können auch mehrere Rektifikationskolonnen miteinander per Reihen- oder Parallelschaltung verbunden sein, die dann im Verbund auch als eine „Rektifikationskolonne“ (E) wirken können.
In dieser Schrift werden bei der Verwendung von Acrylsäure die Stoffkomponenten als Leichtsieder bezeichnet, wenn bei Normaldruck die Siedetemperatur kleiner als die Siedetemperatur von n-Butylacrylat ist. Analog werden Stoffkomponenten als Schwersieder bezeichnet, wenn bei Normaldruck die Siedetemperatur größer als oder gleich der Siedetemperatur von n-Butylacrylat ist. Die Siedetemperatur von n-Butylacrylat beträgt 147° C bei Normaldruck.
In dieser Schrift werden bei der Verwendung von Methacrylsäure die Stoffkomponenten als Leichtsieder bezeichnet, wenn bei Normaldruck die Siedetemperatur kleiner als die Siedetemperatur von n-Butylmethacrylat ist. Analog werden Stoffkomponenten als Schwersieder bezeichnet, wenn bei Normaldruck die Siedetemperatur größer als oder gleich der Siedetemperatur von n-Butylmethacrylat ist. Die Siedetemperatur von n- Butyl methacrylat beträgt 163° C bei Normaldruck.
In dieser Schrift definiert der Begriff „Reaktor“ allgemein einen Reaktor (A) oder auch mehrere miteinander zusammengeschaltete Reaktoren, die als ein „Reaktor“ (A) wirken. Der Reaktor (A) umfasst zudem ein Reaktorheizelement, um das Reaktionsgemisch zu erhitzen. Das Reaktorheizelement ist beispielsweise ein Tauchsieder im Reaktor (A), ein auf die äußere Mantelfläche des Reaktors und/oder ein innerhalb des Reaktors (A) angeordnetes Rohrsystem umfassend Rohrschlangen oder Halbrohrschlangen, ein auf die äußere Mantelfläche des Reaktors (A) und/oder ein innerhalb des Reaktors (A) angeordnetes elektrisches Heizsystem, ein sich außerhalb des Reaktors (A) befindlicher Verdampfer, wobei das Reaktionsgemisch zumindest teilweise durch den Verdampfer strömt oder eine doppelwandige Ausführungsform der Reaktoraußenwand, in der eine von dem Reaktionsgemisch separiertes Fluid, wie eine Flüssigkeit, ein Gas und/oder ein Heizdampf, temperiert wird und dadurch eine vorbestimmte Heiztemperatur eingestellt wird, wodurch sich das Reaktionsgemisch im Reaktor (A) erhitzt. Generell können mehrere Reaktorheizelemente verwendet werden, um das Reaktionsgemisch im Reaktor (A) zu erhitzen. So kann beispielhaft eine doppelwandige Ausführungsform der Reaktoraußenwand und ein sich außerhalb des Reaktors (A) befindlicher Verdampfer zeitgleich oder zumindest teilweise zeitlich versetzt das Reaktionsgemisch erhitzen. Zudem enthält der Reaktor (A) eine ihm aufgesetzte Säule (B), die destillativ bevorzugt Wasser abtrennt. Die Säule (B) selbst ist eine Destillationskolonne mit inneren Einbauten. Derartige Einbauten sind Böden, wie Glockenböden, Lochböden, insbesondere Dual-Flow-Böden, Schüttungen, Packungen oder dergleichen. In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform ist der Reaktor (A) in die Rektifikationskolonne (E) integriert, so dass im Sumpf der Rektifikationskolonne (E), also in der Reaktionszone (E1), die Veresterung stattfinden kann.
In dieser Schrift ist der Begriff „Massenstromverhältnis“ zwischen einem reellen Zahlenwert A1 und einem reellen Zahlenwert B1 gleichbedeutend zu dem Teilungsverhältnis mit A1 im Zähler und B1 im Nenner. Somit gilt die Formel: Massenstromverhältnis = —
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.
Unter dem Begriff „externes Wasser“ wird in dieser Schrift ein Wasser verstanden, welches von außerhalb des Verfahrens herrührt und in das Verfahren durch einen Einlass an einem Mischer (H) eingeschleust wird. Das externe Wasser ist bevorzugt ein entsalztes Wasser, besonders bevorzugt ein vollentsalztes Wasser. Das externe Wasser weist bevorzugt einen pH-Wert im Bereich von 4,5 bis 10,5, besonders bevorzugt im Bereich von 6,5 bis 10,0, auf. Vorzugsweise sind in dem externen Wasser keine oder nur geringfügige Elektrolytanteile, bevorzugt weniger als 0,1 Gew.-% Elektrolytanteile, enthalten.
Bevorzugt wird als saurer Veresterungskatalysator, also saurer Katalysator, para- Toluolsulfonsäure eingesetzt. Ihr Gehalt in der Reaktionszone (E1) oder in dem Reaktor (A) bezogen auf das darin enthaltene Reaktionsgemisch beträgt zweckmäßigerweise 0,1 bis 10,0 Gew.-%, bevorzugt 0,1 bis 6,0 Gew.-%. Andere organische Sulfonsäuren wie Methansulfonsäure, Benzolsulfonsäure, Dodecylbenzolsulfonsäure und/oder Schwefelsäure sind ebenfalls einsetzbar. Deren Menge ist äquimolar zu der der para-Toluolsulfonsäure. Auch entsprechende Mischungen sind möglich. Der Gehalt an katalytisch wirksamer Säure im Sumpf der Rektifikationskolonne (E) bezogen auf das darin enthaltene Gemisch kann vorteilhafterweise zwischen 2,5 und 50,0 Gew.-% para-Toluolsulfonsäure betragen oder eine dazu äquimolare Menge an anderer organischer Sulfonsäure und/oder Schwefelsäure.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens weist die resultierende Mischung (10) aus dem Mischer (H) eine Temperatur im Bereich von 20 bis 100° C, bevorzugt im Bereich von 70 bis 95° C, am Auslass des Mischers (H) auf. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass sowohl die wässrige als auch die organische Phase im weiteren Verlauf des Verfahrens nicht erhitzt werden muss und somit Energie eingespart werden kann.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens weist der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) eine Konzentration von weniger als 10 Gew.-%, bevorzugt weniger als 5 Gew.-%, Wasser auf. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass weniger Wasser in der Rektifikationskolonne (E) abdestilliert werden muss und somit weniger Energie zur Beheizung der Rektifikationskolonne (E) verbraucht wird, wodurch auch weniger Nebenkomponenten gebildet werden.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird ein Teilstrom des wässrigen Extrakts dem Reaktor (A) oder der Reaktionszone (E1) zurückgeführt, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom des wässrigen Extrakts und dem gesamten Massenstrom des wässrigen Extrakts (12) sich im Bereich von 0,1 bis 1 ,0, bevorzugt im Bereich von 0,8 bis 1 ,0, befindet. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass der Katalysator effizient zurückgeführt werden kann, ohne dabei den Wassergehalt in der Anlage zu erhöhen.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) in dem Mischer (H) ein solcher Massenstrom des Teilstroms der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und/oder des Teilstroms der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) hinzugefügt, so dass ein Phasenverhältnis zwischen dem zu erhaltenden wässrigen Extrakt (12) und dem zu erhaltenden organischen Raffinat (11) im Bereich von 0,08 bis 0,5 kg/kg, bevorzugt von 0,1 bis 0,3 kg/kg, erreicht wird. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass ein zweiphasiger Zerfall der beiden Phasen gewährleistet wird, möglichst wenig Katalysator aus dem Verfahren ausgeschleust werden muss und der Wassergehalt möglichst gering gehalten wird bei der Veresterung und bei der Destillation.
Ein Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) beziehungsweise ein Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (26) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) von 0,5 kg/kg oder weniger ist für die erfolgreiche Rückführung des sauren Katalysators ausreichend und der Energiebedarf des Verfahrens, insbesondere zur Verdampfung von Wasser, wird gegenüber der Verwendung von größeren Wassermengen gesenkt. Ein Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) beziehungsweise ein Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (26) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) von mindestens 0,08 kg/kg dient wiederum einer effektiven Extraktion und Phasentrennung im Extraktions-Phasenabscheider (I).
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird zumindest ein Teilstrom des organischen Raffinats (11) einem Spaltungsreaktor (J) zugeführt. Insbesondere ist der Spaltungsreaktor (J) dem Mischer (H) und dem Extraktions-Phasenabscheider (I) nachgeschaltet. Dadurch ergibt sich der Vorteil, dass dem Spaltungsreaktor (J) die organischen Komponenten nach der Phasentrennung, also das organische Raffinat (11), zugeführt wird, wodurch das Sumpfgemisch im Spaltungsreaktor (J), das durch Leitung 21 abgeführt wird, wasserfrei und damit weniger korrosiv ist. Weiterhin wird die Rückführung von im Spaltungsreaktor (J) gebildeten Nebenprodukten mit dem Extrakt in den Reaktor (A) beziehungsweise in die Reaktionszone (E1) durch diese Anordnung vermieden. Auch wird die Phasentrennung im Extraktions-Phasenabscheider (I) durch diese Anordnung verbessert, unter anderem da die Viskosität der kontinuierlichen Phase, also des organischen Raffinats (11), geringer ist und die Dichtedifferenz zwischen den beiden Phasen, also dem organischen Raffinat (11) und dem wässrigen Extrakt (12), höher ist im Vergleich zu einer dem Spaltungsreaktor (J) nachgeschalteten Extraktion.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird ein Teilstrom des organischen Raffinats (11) einem Spaltungsreaktor (J) zugeführt, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom des organischen Raffinats (11) und dem gesamten Massenstrom des organischen Raffinats sich im Bereich von 0,1 bis 1,0, bevorzugt im Bereich von 0,95 bis 1 ,0, befindet. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass die Schwersieder gespalten werden können und die Spaltprodukte wie (Meth)acrylsäure und n-Butanol als Edukte wieder im Verfahren verwendet werden können.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens findet die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich von 90 bis 130° C, bevorzugt im Bereich von 95 bis 105° C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,8 bis 2,0 bar, bevorzugt im Bereich von 1,0 bis 1 ,5 bar, statt. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass der Umsatz möglichst hoch und die Bildung von Nebenkomponenten möglichst gering gehalten wird.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird dem Spaltungsreaktor (J) ein Teilstrom (8) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) in einem Massenstromverhältnis zum Schwersieder- Teilstrom (7) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) im Bereich von 0,0 bis 10,0, bevorzugt im Bereich von 0,1 bis 1,0, zugeführt. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass genügend Katalysator für die Spaltreaktion im Spaltungsreaktor (J) vorliegt.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens wird dem Reaktor (A) ein Teilstrom (9) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) in einem Massenstromverhältnis zum gesamten Schwersieder-Sumpfaustrag (23) im Bereich von 0,1 bis 0,99, bevorzugt im Bereich von 0,85 bis 0,95, zugeführt. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass der Katalysator zurückgeführt und wiederverwendet wird. In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens hat der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einen Wassergehalt im Bereich von 0,1 bis 10,0 Gew.-%, weiter bevorzugt von 0,1 bis weniger als 10,0 Gew.-%, weiter bevorzugt von 0,1 bis weniger als 5 Gew.-%, insbesondere von 0,1 bis 4,5 Gew.-%. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass nicht zu viel Wasser im Verfahren vorhanden ist und somit weniger Energie benötigt und weniger Nebenkomponenten gebildet werden. Zugleich wird aber auch eine einphasige Entnahme des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) und dann, nach Wasserzugabe im Mischer (H), ein zweiphasiger Zerfall der resultierenden Mischung (10) gewährleistet.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens hat der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einen Gehalt an Oligomeren und/oder Polymeren im Bereich von 1 bis 80 Gew.-%, weiter bevorzugt von 10 bis 65 Gew.-%, insbesondere von 20 bis 60 Gew.-%. Unter Oligomeren und/oder Polymeren werden Moleküle mit einer massenmittleren Molmasse von mehr als 1000 g/mol verstanden. Durch einen Gehalt an Oligomeren und/oder Polymeren von 80 Gew.-% oder weniger im Schwersieder-Sumpfaustrag (23) ergibt sich der Vorteil einer geringeren Viskosität, so dass die nachfolgende Phasentrennung im Extraktions-Phasenabscheider (I) verbessert wird. Das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) beziehungsweise zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (26) und dem Schwersieder- Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) kann weiter reduziert werden.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens weist der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einen Katalysatorgehalt im Bereich von 0,1 bis 10,0 Gew.-% auf. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass nicht zu viel Katalysator abgetrennt werden muss und dadurch das Verfahren energieeffizienter ablaufen und weniger Katalysator im Verfahren eingesetzt werden kann.
In einer bevorzugten Ausgestaltung des Verfahrens enthält der saure Katalysator im Bereich von 0 bis 100 Gew.-%, bevorzugt im Bereich von 80 bis 100 Gew.-%, besonders bevorzugt im Bereich von 95 bis 100 Gew.-%, p-Toluolsulfonsäure. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass die Veresterung sehr effizient abläuft, weil dieser Katalysator eine hohe Selektivität, eine hohe Reaktivität und eine hohe Lebensdauer in diesem Verfahren aufweist.
In einer weiteren Ausgestaltung des Verfahrens ist der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einphasig. In diesem Fall wird ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und/oder ein Teilstrom der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) dem Mischer (H) in einer solchen Menge hinzugefügt, so dass die resultierende Mischung (10) zweiphasig ist. In einer weiteren Ausgestaltung des Verfahrens wird dem Mischer (H) zusätzlich ein externes Wasser beigefügt. Dies ist insbesondere dann vorteilhaft, wenn der Massenstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und/oder der Massenstrom der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) in den Mischer (H) nicht für einen Zweiphasenzerfall des Schwersieder-Teilstroms (7) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) ausreichen sollte.
In einer weiteren Ausgestaltung des Verfahrens wird ein Teilstrom der organischen Phase (14) aus dem Phasenabscheider (G) mit einem auf die organische Phase bezogenen Rücklaufverhältnis im Bereich von 0,1 bis 1,0 und ein Teilstrom der wässrigen Phase (16) aus dem Phasenabscheider (G) mit einem auf die wässrige Phase bezogenen Rücklaufverhältnis im Bereich von 1 bis 10 der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass weniger organische Phase aus dem Verfahren ausgeschleust beziehungsweise wässrige Phase abgetrennt werden muss und sowohl die Veresterung als auch die Abtrennung in der Rektifikationskolonne (E) energieeffizient abläuft. Zudem werden weniger Nebenkomponenten gebildet.
In einer weiteren Ausgestaltung des Verfahrens liegt der saure Katalysator in einer Konzentration im Bereich von 0,1 bis 10 Gew.-% in der Reaktionszone (E1) der Rektifikationskolonne (E) bzw. in dem resultierenden Reaktionsaustrag des Reaktors (A) vor. Daraus ergibt sich der Vorteil, dass nicht zu viel Katalysator abgetrennt werden muss und dadurch das Verfahren energieeffizienter ablaufen und weniger Katalysator im Verfahren eingesetzt werden kann.
In einer weiteren Ausgestaltung des Verfahrens wird dem Reaktor (A) ein Teilstrom des wässrigen Extrakts (12) in einem Massenstromverhältnis zum gesamten Schwersieder- Sumpfaustrag (23) im Bereich von 0,01 bis 0,5, bevorzugt im Bereich von 0,01 bis 0,3, zugeführt.
Die Erfindung wird im Folgenden mit Verweis auf die Zeichnungen näher erläutert. Die Zeichnungen sind als Prinzipdarstellungen zu verstehen. Sie stellen keine Beschränkung der Erfindung dar, beispielsweise im Hinblick auf konkrete Abmessungen oder Ausgestaltungsvarianten. Es zeigen:
Fig. 1: Eine erste Ausführungsform eines erfindungsgemäßen Verfahrens zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat, bei der ein Reaktor A mit einer nachgeschalteten Rektifikationskolonne E verwendet wird. Hierbei erfolgt eine Rückführung eines Katalysator enthaltenden wässrigen Extrakts in den Reaktor A und/oder in die Rektifikationskolonne E. Fig. 2: Eine zweite Ausführungsform eines erfindungsgemäßen Verfahrens zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat, bei der eine Reaktionszone E1 im Sumpfbereich einer Rektifikationskolonne E integriert ist. Hierbei erfolgt eine Rückführung eines Katalysator enthaltenden wässrigen Extrakts in die Rektifikationskolonne E.
Fig. 3: Eine dritte Ausführungsform eines Verfahrens zur kontinuierlichen Herstellung von n- Butyl(meth)acrylat als Vergleichsbeispiel, bei der ein Reaktor A mit einer nachgeschalteten Rektifikationskolonne E verwendet wird. Hierbei erfolgt keine Rückführung eines Katalysator enthaltenden wässrigen Extrakts in den Reaktor A und/oder in die Rektifikationskolonne E.
Liste der verwendeten Bezugszeichen:
1 Leitung zur Zuführung des Eduktstroms
2 Restbrüden vom Kondensator C
3 Leitung zur Rückführung der organischen Phase aus dem Flüssig- Flüssig- Phasenabscheider D
4 Leitung zur Ausschleusung der organischen Phase aus dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider D
5 Leitung zur Zuführung der wässrigen Phase aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D zum Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G bzw. wässrige Phase aus dem Flüssig- Flüssig-Phasenabscheider D zum Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G
6 Leitung zur Zuführung des resultierenden Reaktionsaustrags in die Rektifikationskolonne E
7 Leitung für den Teilstrom des Schwersieder-Sumpfaustrag 23 zum Mischer H bzw. Schwersieder-Teilstrom des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 zum Mischer H
8 Leitung für den Teilstrom des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 zum Spaltungsreaktor J bzw. Teilstrom des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 zum Spaltungsreaktor J
9 Leitung zur Rückführung eines Teilstroms des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 zum Reaktor A bzw. Teilstrom des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 zum Reaktor A
10 Resultierende Mischung aus dem Mischer H
11 Leitung zur Zuführung von organischem Raffinat aus dem Extraktions-Phasenabscheider I zum Spaltungsreaktor J bzw. organisches Raffinat
12 Leitung zur Rückführung des wässrigen Extrakts aus dem Extraktions-Phasenabscheider I zum Reaktor oder zur Rektifikationskolonne E bzw. wässriges Extrakt
13 Restbrüden vom Kondensator F
14 Leitung zur Rückführung der organischen Phase aus dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider G zur Rektifikationskolonne E bzw. organische Phase aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G 15 Leitung zur Ausschleusung eines Teilstroms der organischen Phase aus dem Flüssig- Flüssig-Phasenascheider G bzw. Rohproduktstrom
16 Leitung zur Rückführung der wässrigen Phase aus dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider G zur Rektifikationskolonne E bzw. wässrige Phase aus dem Flüssig- Flüssig-Phasenabscheider G
17 Leitung zur Ausschleusung eines Teilstroms der wässrigen Phase aus dem Flüssig- Flüssig-Phasenabscheider G
18 Leitung zur Zuführung eines Teilstroms der wässrigen Phase aus dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider G zum Mischer H bzw. wässrige Phase aus dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider G
21 Leitung zur Ausschleußung des Schwersieder-Sumpfaustrags des Spaltungsrealtors J
22 Leitung für den Austrag der Leichtsieder aus dem Spaltungsrealtor J
23 Leitung für den Schwersieder-Sumpfaustrag der Rektifikationskolonne E bzw.
Schwersieder-Sumpfaustrag der Rektifikationskolonne E
24 Leitung zur Zuführung des Polymerisationsinhibitorstroms zum Kondensators C
25 Leitung zur Zuführung des Polymerisationsinhibitorstroms zum Kondensators F
26 Leitung zur Zuführung der wässrigen Phase aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D zum Mischer H bzw. wässrige Phase aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D
A Reaktor
B Säule
C Kondensator
D Phasenabscheider
E Rektifikationskolonne
E1 Reaktor, der in die Rektifikationskolonne integriert ist
F Kondensator
G Phasenabscheider
H Mischer
I Extraktions-Phasenabscheider
J Spaltungsreaktor
Fig. 1 zeigt schematisch ein Prozessfließbild eines verfahrenstechnischen Prozess gemäß einer ersten Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens, bei dem ein Teilstrom der wässrigen Phase 18 aus einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G einem Mischer H hinzugefügt wird.
Durch eine Leitung 1 wird ein Eduktmassenstrom, welcher n-Butanol, Acrylsäure, PTZ sowie p- Toluolsulfonsäure als Veresterungskatalysator umfasst, einem Reaktor A zugeführt. Eine über dem Reaktor A angeordnete Säule B trennt ein aus dem Reaktor A strömendes Dampfgemisch durch seine trennwirksamen Einbauten auf. Ein nachgeschalteter Kondensator C, der gegebenenfalls durch einen Nachkühler ergänzt werden kann, kondensiert zumindest teilweise den aus der Säule B entstandenen Brüdenstrom. Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors PTZ wird durch eine Leitung 24 dem Kondensator C hinzugefügt. Der nicht kondensierte Anteil aus dem Kondensator C enthält niedersiedende Verunreinigungen und wird dampfförmig über eine Leitung 2 abgezogen. Der kondensierte Brüdenstrom strömt als Kondensat in einen Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D. Dort scheidet sich das Kondensat in eine wässrige und in eine organische Phase ab. Die wässrige Phase, die hauptsächlich Wasser enthält, wird durch eine Leitung 5 von dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D zu einem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider G geführt. Ein weiterer Teilstrom der wässrigen Phase kann prinzipiell auch als dienendes Extraktionsmittel durch eine Leitung 26 von dem Flüssig-Flüssig- Phasenabscheider D zum Mischer H zugeführt werden.
Aus dem unteren Teil des Reaktors A wird ein resultierender Reaktionsaustrag, welcher u.a. n- Butylacrylat, nicht umgesetzte Edukte sowie höhersiedende Verunreinigungen enthält, durch eine Leitung 6 abgezogen und einer Rektifikationskolonne E mit trennwirksamen Einbauten zugeführt. In der Rektifikationskolonne E werden u.a. Wasser, n-Butylacrylat und Alkohol abgetrennt. Die aus der Kolonne austretenden Dämpfe werden in einem Kondensator F, der gegebenenfalls durch einen Nachkühler ergänzt werden kann, zugeführt und darin teilweise kondensiert. Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors PTZ wird durch eine Leitung 25 dem Kondensator F hinzugefügt. Der nicht kondensierte Anteil aus dem Kondensator F enthält niedersiedende Verunreinigungen und wird dampfförmig durch eine Leitung 13 abgezogen, wohingegen das resultierende Kondensat in den Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G strömt. Dort scheidet sich das Kondensat in eine wässrige und in eine organische Phase ab.
Eine organische Phase, die hauptsächlich n-Butylacrylat und n-Butanol enthält, wird teilweise als Rücklauf durch eine Leitung 14 wieder zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt und der Rest wird durch eine Leitung 15 zur weiteren Aufarbeitung ausgeschleust. Die wässrige Phase, die hauptsächlich Wasser enthält, wird teilweise als Rücklauf durch eine Leitung 16 wieder zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt, teilweise als Extraktionsmittel durch eine Leitung 18 zu einem Mischer H geführt und der Rest wird durch eine Leitung 17 zur weiteren Aufarbeitung ausgeschleust.
Aus dem unteren Teil der Rektifikationskolonne E werden hauptsächlich höhersiedende Verunreinigungen und der eingesetzte Katalysator durch eine Leitung 23 abgezogen und durch die nachgeschalteten Leitungen 7, 8 und 9 zum Spaltungsreaktor J, zum Mischer H und zurück zum Reaktor A geführt. Im Mischer H wird als Extraktionsmittel die wässrige Phase aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G durch die Leitung 18 und/oder die wässrige Phase durch die Leitung 26 mit dem Massenstrom aus der Leitung 7 gemischt und durch eine Leitung 10 einem Extraktions-Phasenabscheider I zugeführt.
Im Extraktions-Phasenabscheider I scheidet sich das entstandene Gemisch in ein organisches Raffinat und ein Katalysator enthaltendes, wässrigen Extrakt. Das wässrige Extrakt, das hauptsächlich Wasser enthält, wird dem Reaktor A durch eine Leitung 12 zurückgeführt. Das organische Raffinat wird zumindest teilweise durch eine Leitung 11 zur weiteren Aufarbeitung einem Spaltungsreaktor J zugeführt. Auch der Schwersieder-Sumpfaustrag wird zumindest teilweise durch eine Leitung 8 zur weiteren Aufarbeitung dem Spaltungsreaktor J zugeführt. Der Sumpfablauf des Spaltungsreaktors J wird aus dem Verfahren durch eine Leitung 21 ausgeschleust, wohingegen die gasförmigen Substanzen am Kopf des Spaltungsreaktors J durch eine Leitung 22 abgezogen werden. Anschließend können die gasförmigen Substanzen kondensiert und schließlich wieder in der Reaktor A zurückgeführt werden.
Fig. 2 zeigt schematisch ein Prozessfließbild eines verfahrenstechnischen Prozesses gemäß einer zweiten, alternativen Ausführungsform des erfindungsgemäßen Verfahrens, bei dem ein Teilstrom der wässrigen Phase 18 aus einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G einem Mischer H hinzugefügt wird, wobei in dieser Ausführungsform im Vergleich zur ersten Ausführungsform die Reaktionszone E1 in den Sumpf der Rektifikationskolonne E integriert ist.
Fig. 3 zeigt schematisch ein Prozessfließbild eines verfahrenstechnischen Prozesses als Vergleichsbeispiel, wobei im Vergleich zur ersten Ausführungsform kein Mischer H und kein Extraktions-Phasenabscheider I vorhanden ist, wodurch keine Rückführung des wässrigen Extrakts aus dem Extraktions-Phasenabscheider I zu dem Reaktor A ermöglicht wird.
Beispiele
Die folgenden Beispiele für das Verfahren werden durch thermodynamische Simulationen abgebildet. Hierzu wird die Software Aspen Plus® (Aspen) verwendet, welche auf der Internetseite
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(abgerufen am 15.07.2022) zu finden ist. Aspen ist eine umfangreiche Simulationssoftware, die zur Modellierung, Simulation und Optimierung chemischer Verfahren und Anlagen in der Industrie eingesetzt wird. Aspen verfügt über umfangreiche Modell-Datenbanken zur Modellierung der Basisoperationen sowie über Stoffdatenbanken für die Stoffeigenschaften vieler verschiedener Substanzen. Die Eigenschaften von Mischungen werden von Aspen mit Hilfe von unterschiedlichen thermodynamischen Modellen aus den Stoffdaten der reinen Substanzen berechnet. Vergleichsbeispiel 1
Eine thermodynamische Simulation der Gesamtanlage gemäß Fig. 3 wird durch Aspen durchgeführt und liefert folgende Ergebnisse:
Ein Eduktstrom wird durch eine Leitung 1 einem Reaktor A mit einem Massenstrom von 1000 kg/h zugeführt, wobei der Eduktstrom ein Gemisch mit folgender Zusammensetzung ist: n-Butanol: 582,2 kg/h
Acrylsäure: 413,9 kg/h p-Toluolsulfonsäure: 3,9 kg/h.
Eine über dem Reaktor A angeordnete Säule B trennt ein aus dem Reaktor A strömendes Dampfgemisch durch seine trennwirksamen Einbauten auf. Ein nachgeschalteter Kondensator C kondensiert zumindest teilweise den aus der Säule B entstandenen Brüdenstrom.
Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors wird durch die Leitung 24 einem Kondensator C mit einem Massenstrom von 2 kg/h hinzugeführt, wobei die Lösung des Polymerisationsinhibitors folgende Zusammensetzung aufweist: n-Butylacrylat: 98 Gew.-% Phenothiazin: 2 Gew.-%.
Der nicht kondensierte Anteil aus dem Kondensator C enthält niedersiedende Verunreinigungen und wird dampfförmig über eine Leitung 2 abgezogen.
Die Veresterung wird in dem Reaktor A bei einer Temperatur von 105° C, einem Druck von 470 mbar und einer Verweilzeit von 2 h durchgeführt.
Aus einem dem Kondensator C nachgeschalteten Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D werden 27 kg/h der organischen Phase durch eine Leitung 4 als organisches Destillat abgezogen und 798 kg/h werden durch eine Leitung 3 als Rücklauf zur Säule B zurückgeführt.
Die organische Phase als organisches Destillat hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 19,6 Gew.-% n-Butanol: 77,3 Gew.-% n-Butylacrylat: 1,5 Gew.-%
Acrylsäure: < 0,01 Gew.-% n-Butylacetat: 1,2 Gew.-%
Phenothiazin: < 0,01 Gew.-% Unbekannte: 0,4 Gew.-%.
Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D werden 145 kg/h der wässrigen Phase durch eine Leitung 5 zu einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G geführt. Die wässrige Phase hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 94,0 Gew.-% n-Butanol: 5,9 Gew.-%
Unbekannte: 0,1 Gew.-%.
Am unteren Teil des Reaktors A wird durch die Leitung 6 ein resultierender Reaktionsaustrag mit einem Massenstrom von 1415 kg/h mit folgender Zusammensetzung abgezogen und einer
Rektifikationskolonne E hinzugefügt:
Wasser: 0,2 Gew.-% n-Butanol: 10,2 Gew.-% n-Butylacrylat: 68,0 Gew.-%
Acrylsäure: 5,0 Gew.-% n-Butylacetat: 0,0 bis 0,1 Gew.-% p-T oluolsulfonsäure 1 ,6 Gew.-%
Phenothiazin 0,1 Gew.-%
Unbekannte: 14,7 bis 14,8 Gew.-%.
In einer mit 13 theoretischen Stufen ausgestatteten Rektifikationskolonne E wird Wasser, n- Butanol und n-Butylacrylat dampfförmig über Kopf der Rektifikationskolonne E abgezogen, in einem Kondensator F kondensiert und anschließend einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G zugeführt. Im Kopfbereich der Kolonne beträgt der Druck 1059 mbar und die Temperatur 95° C.
Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors wird durch die Leitung 25 einem Kondensator F mit einem Massenstrom von 2 kg/h hinzugeführt, wobei die Lösung des Polymerisationsinhibitors folgende Zusammensetzung aufweist: n-Butylacrylat: 98 Gew.-% Phenothiazin: 2 Gew.-%.
Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G werden 803 kg/h der organischen Phase durch die Leitung 15 als organisches Destillat zur weiteren Aufreinigung abgezogen. Ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 365 kg/h wird durch die Leitung 14 als Rücklauf zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt.
Die organische Phase hat folgende Zusammensetzung: Wasser: 2,7 Gew.-% n-Butanol: 16,8 Gew.-% n-Butylacrylat: 80,3 Gew.-%
Acrylsäure: < 0,01 Gew.-% n-Butylacetat: 0,1 Gew.-%
Phenothiazin: < 0,01 Gew.-%
Unbekannte: 0,1 Gew.-%.
Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G werden 83 kg/h der wässrigen Phase durch die Leitung 17 als wässriges Destillat abgezogen. Ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 724 kg/h der wässrigen Phase wird durch die Leitung 16 als Rücklauf zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt.
Die wässrige Phase hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 96,7 Gew.-% n-Butanol: 2,0 Gew.-% n-Butylacrylat: 1,3 Gew.-%
Unbekannte: < 0,05 Gew.-%.
Am unteren Teil der Rektifikationskolonne E wird ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 73 kg/h durch eine Leitung 8 zu einem Spaltungsreaktor J und ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 585 kg/h durch eine Leitung 9 zurück zum Reaktor A geführt. Das im Spaltungsreaktor J entstehende Dampfgemisch wird durch eine Leitung 22 abgeführt, wohingegen das Sumpfgemisch durch eine Leitung 21 abgeführt wird.
Das Sumpfgemisch im Spaltungsreaktor J hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 3.1 Gew.-% n-Butanol: 4,3 Gew.-% n-Butylacrylat: 21 ,4 Gew.-%
Acrylsäure: 11.1 Gew.-% p-Toluolsulfonsäure 3,4 Gew.-%
Phenothiazin: 0,2 Gew.-%
Unbekannte: 56,5 Gew.-%.
Ein Gehalt an Oligomeren und/oder Polymeren ist in den Unbekannten enthalten.
Beispiel 1 In diesem Beispiel 1 wird eine erfindungsgemäße Ausführungsform des Verfahrens zur Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat gemäß Fig. 1 durch die Software Aspen simuliert. Die Simulation liefert folgende Ergebnisse:
Ein Eduktstrom wird durch eine Leitung 1 einem Reaktor A mit einem Massenstrom von 1000 kg/h hinzugeführt, wobei der Eduktstrom folgende Zusammensetzung aufweist: n-Butanol: 584,3 kg/h
Acrylsäure: 414,4 kg/h p-Toluolsulfonsäure: 1,3 kg/h.
Die Veresterung im Reaktor A wird bei einer Temperatur von 105 °C, einem Absolutdruck von 470 mbar und einer Verweilzeit von 2 Stunden durchgeführt.
Eine über dem Reaktor A angeordnete Säule B trennt ein aus dem Reaktor A strömendes Dampfgemisch durch seine trennwirksamen Einbauten auf. Ein nachgeschalteter Kondensator C kondensiert zumindest teilweise den aus der Säule B entstandenen Brüdenstrom.
Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors wird durch die Leitung 24 dem Kondensator C mit einem Massenstrom von 2 kg/h hinzugeführt, wobei die Lösung des Polymerisationsinhibitors folgende Zusammensetzung aufweist: n-Butylacrylat: 98 Gew.-% Phenothiazin: 2 Gew.-%.
Der nicht kondensierte Anteil aus dem Kondensator C enthält niedersiedende Verunreinigungen und wird dampfförmig über eine Leitung 2 abgezogen.
Aus einem dem Kondensator C nachgeschalteten Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D werden 27 kg/h der organischen Phase durch eine Leitung 4 als organisches Destillat abgezogen und 934 kg/h durch eine Leitung 3 als Rücklauf zur Säule B zurückgeführt.
Die organische Phase hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 19,5 Gew.-% n-Butanol: 77,0 Gew.-% n-Butylacrylat: 1,7 Gew.-%
Acrylsäure: < 0,01 Gew.-% n-Butylacetat: 1,4 Gew.-%
Phenothiazin: < 0,01 Gew.-%
Unbekannte: 0,4 Gew.-%. Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider D wird eine wässrige Phase mit einem Massenstrom von 155 kg/h durch die Leitung 5 zu einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G geführt.
Die wässrige Phase hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 94,0 Gew.-% n-Butanol: 5,9 Gew.-%
Unbekannte: 0,1 Gew.-%.
Am unteren Teil des Reaktors A wird ein flüssiges Gemisch mit einem Massenstrom von 1422 kg/h durch die Leitung 6 mit folgender Zusammensetzung abgezogen und einer Rektifikationskolonne E zugeführt:
Wasser: 0,2 Gew.-% n-Butanol: 10,2 Gew.-% n-Butylacrylat: 68,0 Gew.-%
Acrylsäure: 5,0 Gew.-% n-Butylacetat: 0,0 bis 0,1 Gew.-% p-T oluolsulfonsäure 1 ,6 Gew.-%
Phenothiazin 0,2 Gew.-%
Unbekannte: 14,7 bis 14,8 Gew.-%.
In einer mit 13 theoretischen Stufen ausgestatteten Rektifikationskolonne E wird Wasser, n- Butanol und n-Butylacrylat dampfförmig über Kopf der Rektifikationskolonne E abgezogen, in einem Kondensator F kondensiert und anschließend einem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G zugeführt. Im Kopfbereich der Rektifikationskolonne E beträgt der Absolutdruck 1059 mbar und die Temperatur 95° C.
Eine Lösung des Polymerisationsinhibitors wird durch eine Leitung 25 einem Kondensator F mit einem Massenstrom von 2 kg/h hinzugeführt, wobei die Lösung des Polymerisationsinhibitors folgende Zusammensetzung aufweist: n-Butylacrylat: 98 Gew.-% Phenothiazin: 2 Gew.-%.
Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G wird die organische Phase mit einem Massenstrom von 807 kg/h durch eine Leitung 15 als organisches Destillat zur weiteren Aufreinigung abgezogen. Ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 367 kg/h wird durch eine Leitung 14 als Rücklauf zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt.
Die organische Phase hat folgende Zusammensetzung: Wasser: 2,6 Gew.-% n-Butanol: 16,7 Gew.-% n-Butylacrylat: 80,5 Gew.-%
Acrylsäure: < 0,01 Gew.-% n-Butylacetat: 0,1 Gew.-%
Phenothiazin: < 0,01 Gew.-%
Unbekannte: 0,1 Gew.-%.
Aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G wird ein Massenstrom von 101 kg/h der wässrigen Phase als wässriges Destillat durch eine Leitung 17 zur weiteren Aufreinigung abgezogen. Ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 728 kg/h wird durch eine Leitung 16 als Rücklauf zur Rektifikationskolonne E zurückgeführt.
Ein weiterer Teilstrom der wässrigen Phase wird mit einem Massenstrom von 10 kg/h als Extraktionsmittel für die Katalysatorextraktion durch eine Leitung 18 zu einem Mischer H geführt.
Die wässrige Phase hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 96,7 Gew.-% n-Butanol: 2,0 Gew.-% n-Butylacrylat: 1,3 Gew.-%
Unbekannte: < 0,05 Gew.-%.
Am unteren Teil der Rektifikationskolonne E wird ein Teilstrom durch eine Leitung 7 mit einem
Massenstrom von 49 kg/h zum Mischer H, ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 24 kg/h durch eine Leitung 8 zu einem Spaltungsreaktor J und ein Teilstrom mit einem Massenstrom von 588 kg/h durch eine Leitung 9 zurück zum Reaktor A geführt.
Das flüssige Gemisch hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 3.1 Gew.-% n-Butanol: 4,3 Gew.-% n-Butylacrylat: 21 ,7 Gew.-%
Acrylsäure: 11.1 Gew.-% p-Toluolsulfonsäure 3,4 Gew.-%
Phenothiazin: 0,4 Gew.-%
Unbekannte: 56,0 Gew.-%.
Der Gehalt an Oligomeren und/oder Polymeren ist in den Unbekannten enthalten.
In dem Mischer H wird durch die Leitung 7 der Teilstrom aus der Rektifikationskolonne E, der den Katalysator und höhersiedende Verunreinigungen enthält, mit einem Teilstrom 18 aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G, der das Extraktionsmittel Wasser enthält, in einem Phasenverhältnis von 0,2 kg/kg gemischt und durch eine Leitung 10 einem Extraktions- Phasenabscheider I zugeführt, wobei das Phasenverhältnis durch die Addition des Massenstroms der wässrigen Phase aus dem Schwersieder-Teilstrom 7 und dem Massenstrom des Extraktionsmittels Wasser aus dem Teilstrom 18 berechnet wird, wobei der Wert der Addition durch den Massenstrom der organischen Phase des Teilstroms 7 und dem Massenstrom der organischen Phase des Teilstroms 18 geteilt wird.
Durch eine Leitung 11 werden aus dem Extraktions-Phasenabscheider I 45 kg/h des organischen Raffinats als organisches Gemisch abgeführt und dem Spaltungsreaktor J zur weiteren Aufreinigung hinzugefügt. Das im Spaltungsreaktor J entstehende Dampfgemisch wird durch eine Leitung 22 abgeführt, wohingegen das Sumpfgemisch durch eine Leitung 21 abgeführt wird.
Das organische Raffinat hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 2,0 Gew.-% n-Butanol: 4,9 Gew.-% n-Butylacrylat: 23,8 Gew.-%
Acrylsäure: 9,1 Gew.-% p-T oluolsulfonsäure < 0,05 Gew.-%
Phenothiazin: 0,2 Gew.-%
Unbekannte: 59,9 Gew.-%.
Der Gehalt an Oligomeren und/oder Polymeren ist in den Unbekannten enthalten.
Aus dem Extraktions-Phasenabscheider I wird das wässrige Extrakt mit einem Massenstrom von 14 kg/h durch eine Leitung 12 zurück zum Reaktor A geführt.
Das wässrige Extrakt hat folgende Zusammensetzung:
Wasser: 71 ,2 Gew.-% n-Butanol: 0,7 Gew.-% n-Butylacrylat: 0,9 Gew.-%
Acrylsäure: 9,9 Gew.-% p-T oluolsulfonsäure 11 ,9 Gew.-%
Phenothiazin: 0,7 Gew.-%
Unbekannte: 4,7 Gew.-%.
Aus den beiden Beispielen lässt sich zusammenfassend feststellen, dass sich bei gleicher
Katalysatorkonzentration im Reaktor A folgendes ergibt:
Der Katalysator enthaltende Eduktstrom, der durch die Leitung 1 dem Reaktor A zugeführt wird, weist im erfindungsgemäßen Beispiel 1 eine geringere Katalysatorkonzentration auf als im Vergleichsbeispiel 1. So wird im erfindungsgemäßen Beispiel 1 ein Massenstrom von 1,3 kg/h an neuem Katalysator der Leitung 1 zugeführt, wohingegen im Vergleichsbeispiel 1 ein Massenstrom von 3,9 kg/h an neuem Katalysator der Leitung 1 zugeführt wird.
Dies ist dadurch bedingt, dass im Beispiel 1 das wässrige Extrakt 12 dem Reaktor A mit einem Massenstrom von 14 kg/h zurückgeführt wird, wobei die Katalysatorkonzentration 11 ,9 Gew.-% beträgt. Beim Beispiel 1 gibt es einen Phasenzerfall, da das sich am Auslass des Mischers H ergebende Phasenverhältnis zwischen der wässrigen Phase 18 und dem Schwersieder- Teilstrom 7 des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 0,2 kg/kg beträgt, wohingegen im Vergleichsbeispiel 1 kein Mischer (H) vorhanden ist und die Wasserkonzentration im Schwersieder-Sumpfaustrag 23 auch nur 0,03 kg/kg beträgt. Somit kommt es zu keinem Phasenzerfall im Vergleichsbeispiel 1.
Dadurch werden in dem erfindungsgemäßen Beispiel 1 66,7 % der Katalysatormenge eingespart.
Weiterhin wurde der Einfluss der Anordnung eines Spaltungsreaktor J im Verfahren experimentell untersucht.
Beispiel 2
In Beispiel 2 wurde der Spaltungsreaktor J analog zu Beispiel 1 dem Mischer H und dem Extraktions-Phasenabscheider I nachgeschaltet. Ein Schwersieder-Teilstrom 7 des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne E wurde dem Mischer H zugeführt. Die Viskosität des organischen Raffinats 11, das dem Extraktions- Phasenabscheider I entnommen und dem Spaltungsreaktor J zugeführt wurde, betrug 0,7 mPas. Es wurde ein Teilstrom 18 aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G, der das Extraktionsmittel Wasser enthält, mit einem Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase 18 und dem Schwersieder-Teilstrom 7 des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags 23 in einem Bereich von 0,13 bis 0,34 kg/kg im Mischer H eingesetzt. Die Trennzeit im Extraktions-Phasenabscheider I betrug 60 s und die Dichtedifferenz betrug 100 kg/m3.
Beispiel 3
In Beispiel 3 wurde der Spaltungsreaktor J dem Mischer H vorgeschaltet und ein Teilstrom 8 (analog zu Fig. 3) des Schwersieder-Sumpfaustrags 23 aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne E wurde zunächst dem Spaltungsrealtor J zugeführt. Der Schwersieder- Sumpfaustrag 21 des Spaltungsrealtors J wurde dann dem Mischer H zugeführt, dem der Extraktions-Phasenabscheider I nachgeschaltet war. Die Viskosität des organischen Raffinats 11, das hier dem Extraktions-Phasenabscheider I entnommen wurde, betrug 30 mPas. Es wurde ein Teilstrom 18 aus dem Flüssig-Flüssig-Phasenabscheider G, der das Extraktionsmittel Wasser enthält, mit einem Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase 18 und dem Schwersieder-Sumpfaustrag 21 des Spaltreaktors J von 1 kg/kg im Mischer H eingesetzt. Die Trennzeit im Extraktions-Phasenabscheider I betrug 240 bis 300 s und die Dichtedifferenz war mit 12 kg/m3 gering.

Claims

Patentansprüche
1. Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors, umfassend die Schritte:
• Durchführen einer Veresterung innerhalb eines Reaktors (A) mit einer ihm aufgesetzten Säule (B), wobei die Komponenten (Meth)acrylsäure und n-Butanol in einem Molverhältnis im Bereich von 1 ,0 : 1 ,0 bis 1 ,0 : 2,0, bevorzugt im Bereich von 1,0 : 1,1 bis 1 ,0 : 1 ,5, eingesetzt werden, und wobei die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich von 80 bis 150° C, bevorzugt im Bereich von 100 bis 130° C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5,0 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1 ,5 bar, stattfindet, wodurch ein resultierender Reaktionsaustrag (6) und ein Brüdenstrom am Kopf der Säule (B) erhalten wird,
• Austragen des Brüdenstroms am Kopf der Säule (B),
• Kondensieren des Brüdenstroms in einem Kondensator (C), unter Ausbildung einer organischen Phase und einer wässrigen Phase,
• Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (D),
• Zuführen des resultierenden Reaktionsaustrags (6) in eine Rektifikationskolonne (E),
• Abtrennen der Azeotrope innerhalb der Rektifikationskolonne (E): a) Wasser und n-Butyl(meth)acrylat, b) n-Butanol und n-Butyl(meth)acrylat, c) n-Butanol und Wasser, d) n-Butanol, n-Butyl(meth)acrylat und Wasser, wobei die Rektifikationskolonne (E) bei einer Sumpftemperatur im Bereich von 80 bis 150° C und bei einer Temperatur am Kopf im Bereich von 70 bis 130° C sowie bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5 bar betrieben wird,
• Austragen eines durch die Azeotrope angereicherten Gasstroms am Kopf der Rektifikationskolonne (E),
• Kondensieren des Gasstroms in einem Kondensator (F) unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase, Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (G),
• Kontinuierliches Abführen zumindest eines Teils der organischen Phase aus dem Phasenabscheider (G), wobei dieser abgeführte Teil der mit n-Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase den Rohproduktstrom (15) darstellt,
• Austragen eines Schwersieder-Sumpfaustrags (23) aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne (E), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder- Sumpfaustrag (23) und der dem Reaktor (A) als Edukt zugeführten (Meth)acrylsäure sich im Bereich von 0,5 bis 5 befindet,
• Zuführen eines Schwersieder-Teilstroms (7) des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags (23) in einen Mischer (H), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder-Teilstrom (7) und dem Schwersieder-Sumpfaustrag (23) sich im Bereich von 0,01 bis 0,50, bevorzugt im Bereich von 0,05 bis 0,08, befindet,
• Zuführen einer aus dem Mischer (H) resultierenden Mischung (10) in einen nachgeschalteten Extraktions-Phasenabscheider (I),
• Kontinuierliches Abtrennen der Mischung (10) im Extraktions-Phasenabscheider (I) unter Erhalt eines organischen Raffinats (11) und eines Katalysator enthaltenden, wässrigen Extrakts (12), wobei das wässrige Extrakt (12) zumindest teilweise dem Reaktor (A) und/oder der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird, dadurch gekennzeichnet, dass
- ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G),
- ein Teilstrom der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D) und/oder
- ein Teilstrom der wässrigen Phase (5) aus dem Phasenabscheider (D) dem
Phasenabscheider (G) zugeführt wird und anschließend aus diesem Phasenabscheider (G) ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) dem Mischer (H) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,5 befindet und wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (26) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,5 befindet.
2. Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von n-Butyl(meth)acrylat durch Umsetzung von (Meth)acrylsäure mit n-Butanol in Gegenwart eines sauren Katalysators und eines Polymerisationsinhibitors, umfassend die Schritte:
• Durchführen einer Veresterung in einer Reaktionszone (E1), wobei sich die Reaktionszone (E1) im Sumpf einer Rektifikationskolonne (E) befindet, wobei die Komponenten (Meth)acrylsäure und n-Butanol in einem Molverhältnis im Bereich von 1 ,0 : 1 ,0 bis 1 ,0 : 2,0, bevorzugt im Bereich von 1 ,0 : 1 ,1 bis 1 ,0 : 1 ,5, eingesetzt werden, und wobei die Veresterung bei einer Temperatur im Bereich von 80 bis 150° C, bevorzugt im Bereich von 100 bis 130° C, und bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5,0 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1 ,5 bar stattfindet,
• Abtrennen der sich durch die Veresterung bildenden Azeotrope: a) Wasser und n-Butyl(meth)acrylat, b) n-Butanol und n-Butyl(meth)acrylat, c) n-Butanol und Wasser, d) n-Butanol, n-Butyl(meth)acrylat und Wasser, wobei die Abtrennung auch durch die Rektifikationskolonne (E) stattfindet, die bei einer Sumpftemperatur im Bereich von 80 bis 150° C und bei einer Temperatur am Kopf im Bereich von 70 bis 130° C sowie bei einem Absolutdruck im Bereich von 0,2 bis 5 bar, bevorzugt im Bereich von 0,4 bis 1 ,5 bar, betrieben wird,
• Austragen eines durch die Azeotrope angereicherten Gasstroms am Kopf der Rektifikationskolonne (E),
• Kondensieren des Gasstroms in einem Kondensator (F) unter Ausbildung einer mit n- Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase und einer wässrigen Phase,
• Kontinuierliches Abtrennen der organischen Phase von der wässrigen Phase durch einen Phasenabscheider (G),
Kontinuierliches Abführen zumindest eines Teils der organischen Phase aus dem Phasenabscheider (G), wobei dieser abgeführte Teil der mit n-Butyl(meth)acrylat angereicherten organischen Phase den Rohproduktstrom (15) darstellt, • Austragen eines Schwersieder-Sumpfaustrags (23) aus dem Sumpf der Rektifikationskolonne (E), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder- Sumpfaustrag (23) und der der Reaktionszone (E1) als Edukt zugeführten (Meth)acrylsäure sich im Bereich von 0,05 bis 0,5 befindet,
• Zuführen eines Schwersieder-Teilstroms (7) des ausgetragenen Schwersieder- Sumpfaustrags (23) in einen Mischer (H), wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Schwersieder-Teilstrom (7) und dem Schwersieder-Sumpfaustrag (23) sich im Bereich von 0,01 bis 1,0, bevorzugt im Bereich von 0,10 bis 0,70, befindet,
• Zuführen einer aus dem Mischer (H) resultierenden Mischung (10) in einen nachgeschalteten Extraktions-Phasenabscheider (I),
• Kontinuierliches Abtrennen der Mischung im Extraktions-Phasenabscheider (I) unter Erhalt eines organischen Raffinats (11) und eines Katalysator enthaltenden, wässrigen Extrakts (12), wobei das wässrige Extrakt (12) zumindest teilweise der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird, dadurch gekennzeichnet, dass ein Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) dem Mischer (H) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) sich im Bereich von 0,08 bis 0,5 befindet.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, wobei die resultierende Mischung (10) aus dem Mischer (H) eine Temperatur im Bereich von 20 bis 100° C, bevorzugt im Bereich von 70 bis 95° C, am Auslass des Mischers (H) aufweist.
4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 3, wobei ein Teilstrom des wässrigen Extrakts dem Reaktor (A) oder der Reaktionszone (E1) zurückgeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom des wässrigen Extrakts und dem gesamten Massenstrom des wässrigen Extrakts (12) sich im Bereich von 0,1 bis 1 ,0, bevorzugt im Bereich von 0,8 bis 1 ,0, befindet.
5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4, wobei dem Schwersieder-Teilstrom (7) des ausgetragenen Schwersieder-Sumpfaustrags (23) in dem Mischer (H) ein solcher Massenstrom des Teilstroms der wässrigen Phase (18) aus dem Phasenabscheider (G) und/oder des Teilstroms der wässrigen Phase (26) aus dem Phasenabscheider (D), hinzugefügt wird, so dass ein Phasenverhältnis zwischen dem zu erhaltenden wässrigen Extrakt und dem zu erhaltenden organischen Raffinat (11) im Bereich von 0,08 bis 0,5 kg/kg, bevorzugt im Bereich von 0,1 bis 0,3 kg/kg, erreicht wird. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5, wobei ein Teilstrom des organischen Raffinats (11) einem Spaltungsreaktor (J) zugeführt wird, wobei das Massenstromverhältnis zwischen dem Teilstrom des organischen Raffinats (11) und dem gesamten Massenstrom des organischen Raffinats sich im Bereich von 0,1 bis 1,0, bevorzugt im Bereich von 0,95 bis 1 ,0, befindet. Verfahren nach Anspruch 6, wobei dem Spaltungsreaktor (J) ein Teilstrom (8) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) in einem Massenstromverhältnis zum Schwersieder- Teilstrom (7) des Schwersieder-Sumpfaustrags (23) im Bereich von 0,0 bis 10,0, bevorzugt im Bereich von 0,1 bis 1 ,0, zugeführt wird. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, wobei der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einen Wassergehalt im Bereich von 0,1 bis 10,0 Gew.-% aufweist. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, wobei der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einen Katalysatorgehalt im Bereich von 0,1 bis 10,0 Gew.-% aufweist. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 9, wobei der saure Katalysator im Bereich von 0 bis 100 Gew.-%, bevorzugt im Bereich von 80 bis 100 Gew.-%, besonders bevorzugt im Bereich von 95 bis 100 Gew.-%, p-Toluolsulfonsäure enthält. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 10, wobei der Schwersieder-Sumpfaustrag (23) einphasig ist. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 11 , wobei ein Teilstrom der organischen Phase (14) aus dem Phasenabscheider (G) mit einem auf die organische Phase bezogenen Rücklaufverhältnis im Bereich von 0,1 bis 1,0 und ein Teilstrom der wässrigen Phase (16) aus dem Phasenabscheider (G) mit einem auf die wässrige Phase bezogenen Rücklaufverhältnis im Bereich von 1 bis 10 der Rektifikationskolonne (E) zurückgeführt wird. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 12, wobei der saure Katalysator in einer Konzentration im Bereich von 0,1 bis 10,0 Gew.-% in der Reaktionszone (E1) der Rektifikationskolonne (E) oder in dem resultierenden Reaktionsaustrag des Reaktors (A) vorliegt. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 13, wobei dem Mischer (H) zusätzlich ein externes Wasser beigefügt wird.
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