CN116867763A - 获得丙烯酸2-乙基己酯的连续方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种从处于绝对压力为0.5至100巴、温度为0至300℃下的液体混合物(1)中获得丙烯酸2‑乙基己酯(2‑EHA)的连续方法，所述液体混合物包含2‑EHA、至少一种高沸点物、至少一种均相催化剂和至少一种低沸点物，其中所述混合物(1)由压力保持装置(3)膨胀至绝对压力水平为0.1至10巴，将由此所得的两相气/液混合物(16)连续供应至螺旋管蒸发器(4)，并在螺旋管蒸发器(4)中在50至300℃的温度范围内，两相气/液混合物的液相的2‑EHA含量通过部分蒸发而减少，两相气/液混合物的气相的2‑EHA含量的相应增加，并且两相以所得的两相气/液输出流(17)的形式排出。
Description
技术领域
本发明涉及一种从混合物(1)中获得丙烯酸2-乙基己酯(2-EHA)的连续方法，所述混合物(1)在0.5至100巴范围内的绝对压力下、在0至300℃范围内的温度下是液体，且其包含2-EHA、至少一种高沸点物、至少一种均相催化剂和至少一种低沸点物。
背景技术
2-EHA的制备例如公开于DE 10246869 A1(BASF AG)中。
本文(甲基)丙烯酸酯的制备也产生了副产品2-EHA。在根据D1的方法中，丙烯酸与2-乙基己醇的酸催化酯化在均匀的液相中进行，酯化在配备有至少一个蒸馏装置的反应区中进行，通过该装置，酯化中形成的水与2-乙基己烯、2-乙基己醇和2-EHA一起被除去、冷凝并分离为水相和有机相。
此外，DE 10246869 A1(BASF AG)公开了通过对蒸馏残留物产生的残留物进行热处理而获得2-EHA。热处理是在搅拌罐中通过不连续方法进行的，所述方法也被称为“分批法”。更具体而言，热处理优选在140至200℃和20至300毫巴的绝对压力下在搅拌装置中进行。这种热处理会产生裂解反应，这是不想要的。裂解反应期间产生的裂解残留物主要是有价值的2-EHA产物、2-乙基己醇、丙烯酸和2-乙基己烯异构体混合物，将它们连续分离、冷凝并返回至2-EHA制备工艺中的酯化。处理掉仍可泵送的裂解残留物，并且例如在这个过程中被焚烧。这些裂解残留物通常包含25至35％的酯化催化剂、20至30％的有价值的2-EHA产物、10至20％的氧酸酯(oxyester)、2至3％的抑制剂和25至30％的高沸点物。如果需要，裂解残留物可以部分地再循环回到方法中，达到0至80％的程度。为了提高可泵性，裂解残留物通常可以与溶剂(如Oxo Oil)混合，然后例如进行热利用。然而，这种方法涉及更多的工作和更高的成本，因为其需要额外的资源。这种方法的缺点是，尽管有可能进行优化，但在分批法即将结束时，由于高沸点物裂解期间均相催化剂的浓度非常高，所以形成的不再是有价值的2-EHA产物，而是2-乙基己烯异构体混合物。这些低沸点物在方法中不再适用，必须处理掉。此外，分批法中的长停留时间导致进一步形成不再能进行裂解的聚合物，从而导致残留物粘度的急剧增加。稀释所需的溶剂导致额外的工作和更高的成本，而且残留物的量也会增加。
获得或分离2-EHA的更有效方法尚且未知。
EP 1907342 B1(BASF SE)中公开了另一种获得不同的有价值的称为环十二碳三烯(CDT)的产物的方法，其中记载了一种基于压力保持装置和螺旋管蒸发器的连续方法。由于溶液在螺旋管蒸发器中的停留时间短，因此在包含CDT、高沸点物和其他聚合物的溶液中不想要的裂解残留物大大减少。液体和气体通过下游的重力分离器彼此分离。然后，有价值的CDT产物主要在冷凝物中找到。
螺旋管蒸发器是众所周知的，例如记载于专利申请DE 19600630 A1(Bayer AG)中。该申请公开了一种蒸发器设备，其中保持热交换表面清洁所需的机械力不是通过旋转内构件带来的，而是由流动力带来的。这种蒸发器设备由外部加热的单螺旋管组成。目前这种单管蒸发器的操作方式是：溶液或悬浮液在绝对压力下以过热状态进料至所述设备，这使得溶液中的一部分挥发性成分一进入设备就会蒸发。这种蒸汽的作用是将越来越粘稠的溶液或悬浮液输送到设备中，并确保传热表面保持清洁。
发明内容
本发明的目的是提供一种新的、更有效的方法，用于从混合物(1)中蒸发出有价值的2-EHA产物，所述混合物(1)例如是在通过丙烯酸与2-乙基己醇的酸催化酯化制备(甲基)丙烯酸酯中作为反应排放物产生的。例如可以通过DE 10246869 A1(BASF AG)的方法实现(甲基)丙烯酸酯的制备。同时，新的、更有效的方法也应使工厂和设备建设的资本成本和支出保持尽可能地低。
此种混合物(1)包含2-EHA、至少一种高沸点物、至少一种均相催化剂和至少一种低沸点物。
混合物(1)中存在的组分的质量分数的优选和示例性配置如下，以重量百分比表示，其中2-EHA、高沸点物、均相催化剂、低沸点物和其他组分的总和为100重量％。其他组分对根据本发明的方法仅有可忽略的影响，因此这些其他组分对根据本发明的方法不具有工业意义。
具体实施方式
混合物(1)的各个组分及其基于混合物(1)的重量％计的质量分数的优选配置如下：
在一个特别优选的配置中，混合物(1)的各个组分及其基于混合物(1)的重量％计的质量分数如下：
在一个示例性的配置中，混合物(1)的各个组分及其基于混合物(1)的重量％计的质量分数如下：
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在另一个示例性配置中，混合物(1)的各个组分及其基于混合物(1)的重量％计的质量分数如下：
在相同的压力，例如标准压力下，低沸点物比2-EHA的沸点温度低，高沸点物比2-EHA的沸点温度高。在标准压力下，2-EHA的沸点为218℃。在标准压力下，低沸点物通常在50至215℃范围内，高沸点物在220至400℃范围内。
新方法应避免或至少显著减少裂解残留物的形成以及聚合物的形成，因为这些现象会导致残留物的粘度过高，从而使所述方法更加费力。
此外，此种方法每千克2-EHA的反应产生的排出量应类似于分批法，例如记载于DE10246869 A1(BASF AG)中的方法，并在颜色、颜色稳定性、气味和/或纯度方面提供相同或更好的质量。此外，还必须使由于底部排放物中的残留物以及低沸点物(例如2-乙基己烯异构体)和高沸点物(例如聚合物)的形成造成的有价值的2-EHA产物的损失最小化。这也使得所述方法的能耗降低。
根据本发明，这些目的通过一种从混合物(1)中获得丙烯酸2-乙基己酯(2-EHA)的连续方法实现，所述混合物(1)在0.5至100巴范围内的绝对压力下、0至300℃范围内的温度下是液体，且其包含2-EHA、至少一种高沸点物、至少一种均相催化剂和至少一种低沸点物，所述方法的特征在于，所述混合物(1)由压力保持装置(3)减压至绝对压力水平在0.1至10巴范围内，其中将所得的两相气/液混合物(16)连续供应至螺旋管蒸发器(4)，在50至300℃范围内的温度下，两相气/液混合物中液相的2-EHA含量通过部分蒸发而减少，这伴随着两相气/液混合物中气相的2-EHA含量的平行增加，并且两相以所得两相气/液输出流(17)的形式排出。
本发明进一步涉及根据权利要求2至18的方法的优选配置。
已发现，在停留时间短的连续方法中，例如停留时间在0.3至10分钟范围内，可以在很大程度上防止由2-乙基己烯异构体形成低沸点物以及形成高沸点聚合物。这意味着可以防止或至少显著减少裂解残留物。
还发现，根据本发明的方法不仅应以尽可能最短的停留时间进行，而且应在低温和低的绝对压力下进行。
因此，这可使用薄膜蒸发器或短路径蒸发器来实现，任选地与上游的降膜蒸发器、强制循环蒸发器或强制循环闪蒸器相结合。下文引用的论文第44至46页特别记载了薄膜蒸发器或短路径蒸发器：
M.Dippel,Entwicklung einer Methode zur Ermittlung produktschonenderBetriebs-und Designparameter vonfürtemperaturempfindliche/>[Development of a method for determiningproduct-conserving operating and design parameters for heat-exchanger tubesfor temperature-sensitive process streams],Faculty of Mechanical Engineeringof the Ruhr University Bochum,2016。
然而发现，由于为此目的所采用的设备，所述方法在技术上是复杂的。所述设备概念设计的另一个缺点是降膜蒸发器和薄膜蒸发器组合的资本成本较高，而薄膜蒸发器的操作的可变成本高。此外，使用诸如降膜蒸发器、强制循环蒸发器和强制循环闪蒸器等蒸发器类型与相当大的方法风险有关，因为进料流中存在的高沸点组分和蒸发期间可能出现的分解产物倾向于在热表面上形成沉积物。此外，沉积物也可能在薄膜蒸发器中形成，例如在内部刮板系统上，这可能导致系统中断。
已发现，根据本发明，在结构比较简单的设备——螺旋管蒸发器(4)——中可以除去高沸点物，而不需要对液膜进行外部混合，并避免在受热壁上形成沉积物。本领域的技术人员不会预料到这一点，因为与传统的薄膜蒸发器相比，螺旋管蒸发器的热流密度要大得多，因此操作时的温差也大得多，这通常会导致形成的聚合物和沉积物的增加。
尽管在根据本发明的方法中产生的额外的有价值的2-EHA产物非常少，或者根本没有，但总体方法调节表明，根据本发明的方法提供的2-EHA的产率类似于分批法的产率，例如根据DE 10246869 A1(BASF AG)的分批法。
由于在根据本发明的方法中防止了高沸点物的形成，因此即使没有稀释剂，获得的残留物(10)仍可泵送。
在根据本发明的方法中，两相气/液混合物(16)在螺旋管蒸发器(4)中的停留时间短，这意味着与上述分批法相比，有效地防止了或至少显著减少了由于过高的热应力而导致的聚合物形成。本文中螺旋管蒸发器(4)的温度在50至300℃的范围内，优选在100至200℃的范围内，更优选在140至160℃的范围内。
与以往传统蒸发器概念设计的经验相反，由于在蒸发器系统中形成聚合物，2-EHA的损失保持非常低，在优选的情况下，基于混合物(1)计小于1重量％。
因此，提供了一种新的在有效方法中获得2-EHA的解决方案，其除了设备的低支出外，还允许长的使用期限和低的操作成本。
在所述方法的一个有利的实施方案中，如果混合物(1)的温度没有达到至少100℃，则压力保持装置(3)上游的预热器(2)将液体混合物(1)加热至100至200℃范围内的温度。
这就避免了诸如污物和/或结块的影响，因为混合物(1)从开始就具有较高的温度，并因此具有较低的粘度。
在一个优选的实施方案中，螺旋管蒸发器(4)在1至2000毫巴的范围内的绝对压力下操作。
在进一步的优选配置中，液相中2-EHA的比例在单次通过螺旋管蒸发器(4)时降低至2-EHA含量小于20重量％。
在一个特别优选的配置中，液相中2-EHA的比例在单次通过螺旋管蒸发器(4)时降低至2-EHA含量小于10重量％。
这通过根据本发明使用螺旋管蒸发器(4)以及通过方法参数如混合物(1)离开预热器(2)时的温度来实现。这使得形成了有效的方法，其在很大程度上避免了残留物(10)中的2-EHA的损失。
在一个优选的实施方案中，在所述方法中形成的2-乙基己烯异构体基于混合物(1)计小于2重量％。这尤其是通过在螺旋管蒸发器中短的停留时间和/或低的温度来实现的。
优选地，还有可能将从螺旋管蒸发器(4)中抽出的两相气/液输出流(17)的部分液相返回螺旋管蒸发器(4)，以便进一步进行部分蒸发。这可以进一步提高蒸馏物(9)的纯化。根据相关成本和混合物的组成，也有可能实现2-EHA与混合物(1)几乎完全分离。
在另一个实施方案中，可以在压力保持装置(3)的下游向两相气/液混合物(16)中加入汽提气体(7)，例如通过供应管道，以便螺旋管蒸发器(4)中的部分蒸发在汽提气体(7)的存在下进行。汽提气体(7)可优选为蒸汽或惰性气体，优选氮气，或不同气体的混合物，其降低混合物(1)中可蒸发组分的分压并提高气体速度。
优选地，供应汽提气体(7)是为了在螺旋管蒸发器(4)中实现优选的流动模式和/或调整两相气/液混合物(16)在螺旋管蒸发器(4)中的停留时间。此外，残余的低沸物可以通过汽提从气/液混合物(16)中除去。在每种情况下基于混合物(1)计，进入螺旋管蒸发器(4)的汽提气体的量优选在大于0％至50重量％的范围内，特别优选在大于0％至20重量％的范围内，非常特别优选在大于0％至5重量％的范围内。因此所谓的总进料流包含混合物(1)和汽提气体(7)。
汽提气体(7)优选也能负载低沸物，从而使低沸物在螺旋管蒸发器中更好地分离。
停留时间通常可由流速和带有螺旋管(5)螺旋管蒸发器(4)的几何形状来确定。在螺旋管蒸发器(4)和相关管道系统中的停留时间优选设定在0.3至10分钟范围内，更优选在0.5至2分钟范围内。特别地，这减少了目标产物的热分解(裂解反应)和聚合物的形成，或甚至完全避免它。
所述方法通常是连续进行的，但分离原则上也可以作为连续的分批工艺进行。
在特殊情况下，也可以建议给螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)的内部和/或外部装上翘片。这理解为意指翘片附接至螺旋管(5)的内部或外部。这些翘片改善了螺旋管(5)的性能。这种改善是通过提供更大的传热表面积和通过产生额外的湍流带来的。螺旋管(5)的内部也可以完全或部分地配备金属线编织物。这理解为意指在螺旋管(5)中引入金属丝编织物，其改善传热和传质。
在另一个实施方案中，作为单个螺旋管蒸发器(4)的替代，可以将两个或多个螺旋管蒸发器(4)串联，形成蒸发器级联，其中流入蒸发器级联的气/液混合物(16)通过液相的部分蒸发经历其液相中的2-EHA含量逐渐减少。在这种变体中，在不同或相同的压力下操作蒸发器级联的各个螺旋管蒸发器可能是有利的，所述压力优选在1至2000毫巴范围内，更优选在5至200毫巴范围内。
在另一个实施方案中，作为单个螺旋管蒸发器(4)的替代，可以将两个或多个螺旋管蒸发器(4)并联，形成蒸发器级联，其中流入蒸发器级联的气/液混合物(16)通过液相的部分蒸发经历其液相的2-EHA含量的减少——在两个蒸发器之间分配。在这种变体中，在不同或相同的压力下操作蒸发器级联的各个螺旋管蒸发器可能是有利的，所述压力优选在1至2000毫巴范围内，更优选在5至200毫巴范围内。
在另一个实施方案中，蒸发器级联的蒸发器阶段(在每种情况下每个单独的阶段代表单独的螺旋管蒸发器)也可任选地至少部分地以热集成方式操作。
例如，两个螺旋管蒸发器(4)的热集成可优选设计如下：
第一个螺旋管蒸发器(4)在200毫巴的产品侧绝对压力下操作，并用17巴(绝对压力)的加热蒸汽(约204℃)加热。第一个螺旋管蒸发器(4)中累积的温度为例如150℃的蒸汽冷凝水被用来加热第二个螺旋管蒸发器(4)，其在50毫巴下操作。这样做的好处是消耗的蒸汽更少。
通过适当地设置螺旋管蒸发器的操作点，可以在短的停留时间内实现非常高的区域特定性能(area-specific performance)。
因此，在实验室测试中，最高达5kg/h的含2-EHA的溶液能够毫无问题地流过内径为6mm的螺旋管。
在另一个实施方案中，将来自螺旋管蒸发器(4)的两相气/液输出流(17)供应至下游分离器(6)，其优选为重力分离器。
本文中的重力分离器优选在1至2000毫巴范围内的绝对压力下操作、优选在5至200毫巴范围内、更优选在15至50毫巴范围内的绝对压力下操作。
原则上，也可以用离心式液滴分离器或带除雾器的分离器来代替重力分离器。所有这些分离器均具有将液体与蒸汽/气体分离的功能。
蒸发速率理解为意指蒸馏物的量与进料速率的比率。蒸发率可以通过实验等方式确定。
螺旋管蒸发器(4)中两相气/液混合物(16)的蒸发速率也决定了底部产物中有价值的2-EHA产物的浓度，所述底部产物是在下游分离器(6)底部区域收集的产物。所述分离器(6)优选重力分离器。
螺旋管蒸发器(4)中加热温度和压力的设定决定了两相气/液混合物(16)的蒸发速率。
在操作过程中，压力保持装置(3)下游的绝对压力可能会有很大的变化：在根据本发明的方法中，其在0.1至10巴范围内。绝对压力是根据操作参数自行确定的。分离器(6)中的绝对压力设定在1至2000毫巴范围内、优选在5至200毫巴范围内，更优选在15至50毫巴范围内。
压力保持装置(3)下游的压力尤其取决于以下参数：
·分离器(6)中的绝对压力
·螺旋管(5)的长度和直径
·材料特性，如液体混合物(1)的密度或粘度
·预热器(2)下游的温度
·通过螺旋管蒸发器(4)的螺旋管(5)的质量流量和体积流量。
在一个优选的实施方案中，在螺旋管蒸发器(4)和分离器(6)中形成的聚合物一共小于5重量％，基于混合物(1)计。这尤其通过螺旋管蒸发器(4)中短的停留时间和/或低的温度来实现。
在一个优选的实施方案中，供应给分离器(6)的两相气/液输出流(17)的气态级分从分离器(6)供应至冷凝器(12)，并在冷凝器(12)中冷凝形成蒸馏物(9)。这种气态级分也被称为蒸汽流。
蒸汽流可以在传统的冷凝器(12)中被冷凝成蒸馏物(9)，如壳管式设备或淬火冷凝器。
所产生的冷凝物可以在常规的蒸馏装置中进行后处理或直接进一步使用，所述冷凝物基本上包含有价值的2-EHA产物。蒸馏物(9)中的2-EHA浓度通常为30重量％至90重量％。
来自分离器(6)的底流基本上包含反应期间形成的高沸点物和催化剂级分。根据操作模式，底流中有价值的2-EHA产物的含量小于30重量％，优选小于10重量％，更优选小于5重量％。在一个具体的实施方案中，可以实现2-EHA的残留比例甚至小于1重量％。
在进一步的实施方案中，蒸汽流中的绝对压力设定为1至104毫巴，优选1至103毫巴，更优选1至200毫巴。在另一个优选的实施方案中，蒸汽流的绝对压力在1至100毫巴范围内。
通过对螺旋管蒸发器(4)以及特别是其螺旋管(5)的几何形状的适当设计，在一个优选的实施方案中，可以在管道中建立湍流意义上的波浪形的膜流，这取决于总体积流速、气体级分、分离器(6)中必要的绝对压力等等。这实现了密集的传热和传质。高通量导致高壁面剪切应力，从而有效地防止了受热壁面上结块沉积物的积累。
螺旋管蒸发器(4)可以通过冷凝蒸汽或借助于恒温油路进行加热。电加热也是可以的。
图1示出了螺旋管蒸发器(4)的优选几何形状。在该图中，参数di是管的内径，D是螺旋管(5)的曲率直径(也被称为螺旋线圈的直径)，h是螺旋管(5)的螺距。
无量纲曲率比a是内径di与曲率直径D之间的比值，用下式表示：
a＝di/D
无量纲螺距b是螺旋管的螺距h与曲率直径D之间的比值，用下式表示：
b＝h/D
无量纲曲率比a在0.01至0.5的范围内，优选在0.01至0.4的范围内，更优选在0.02至0.2的范围内，最优选在0.02至0.1的范围内。
无量纲螺距b在0.01至1.0的范围内，优选在0.02至0.8的范围内，更优选在0.05至0.5的范围内，最优选在0.06至0.18的范围内。
本文中无量纲螺距b是独立于无量纲曲率比a而设定的。
因此，螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)或在蒸发器级联的情况下螺旋管蒸发器的每个单独的螺旋管应独立地具有在0.01至0.5范围内的无量纲曲率比a和在0.01至1.0范围内的无量纲螺距b。
优选地，螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)或在蒸发器级联的情况下螺旋管蒸发器的每个单独的螺旋管应独立地具有在0.01至0.4范围内的无量纲弯曲比a和在0.02至0.8范围内的无量纲螺距b。
特别优选地，螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)或在蒸发器级联的情况下螺旋管蒸发器的每个单独的螺旋管应独立地具有在0.02至0.1范围内的无量纲曲率比a和在0.06至0.18范围内的无量纲螺距b。
在蒸发器级联的情况下，尤其由曲率比a或无量纲螺距b确定的螺旋管的设计适用于所有螺旋管蒸发器。单个螺旋管的参数可以为每个单独的螺旋管蒸发器独立设置。
下文将参照附图对本发明进行更详细的讨论。所述附图应被理解为示意性说明。它们并不构成对本发明的限制，例如在具体尺寸或设计变体方面。在图中：
图1示出了螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)的几何形状的设计图。示出了螺旋管(5)的间距h、内径di和直径(曲率直径)D。
图2示出了根据本发明用于获得2-EHA的连续方法的示意图，其中除其他外，高沸点物的分离是在连续的螺旋管蒸发器系统中进行的。
将液体混合物(1)供应至预热器(2)，然后通过压力保持装置(3)减压，以两相气/液混合物(16)的形式供应给螺旋管蒸发器(4)。通过冷凝器(12)冷凝的蒸馏物(9)通过分离器(6)与残留物(10)分离。任选地，可将蒸馏物(9)供应至预热器(2)上游的混合物(1)中，以便能够浓缩目标产物2-EHA。
图3示出了用于获得2-EHA的不连续现有技术方法的示意图。将混合物(1)供给至不连续操作的搅拌罐(13)。除其他外，高沸点物的分离在具有外部加热的搅拌罐(13)中进行，其中加热可通过加热蒸汽(14)实现，由此产生的冷凝物(15)从搅拌罐(13)中排出。残留物(10)从搅拌罐(13)中排出。蒸气流从搅拌罐(13)通过进入冷凝器(12)，蒸气流在其中冷凝。含有目标产物2-EHA的蒸馏物(9)可任选地被再循环返回到方法中。
使用的参考编号列表：
1 混合物
2 预热器
3 压力保持装置
4 螺旋管蒸发器
5 螺旋管
6 分离器
7 汽提气体
8 加热油
9 蒸馏物
10 残留物
12 冷凝器
13 搅拌罐
14 加热蒸汽
15 冷凝物
16 两相气体/液体混合物
17 输出流
实施例
实施例1：
实施例1公开了根据本发明的连续方法配置，其在图2中示出。在所述配置中，高沸点物在连续的螺旋管蒸发器系统中被分离。
本实施例中的螺旋管(5)具有以下尺寸：
将待后处理的溶液供应至用Marlotherm SH操作的预热器(2)并进行加热，所述溶液中2-EHA浓度为52.5重量％且其包括聚合物等高沸点物和催化剂。在130℃预热。加热后的溶液通过管道从预热器中排出。预热器中的绝对压力通过下游的压力保持装置(3)调整至1.5巴，所述压力保持装置(3)被设计成内径为10mm的截止阀(shut-off valve)。具有0.1m2传热表面积的传统壳管式设备被用作预热器。在压力保持装置(3)的下游，将加热后的溶液减压至绝对压力为0.5巴，并在120℃的温度下供应至螺旋管蒸发器(5)。
分离器(6)中的绝对压力为20毫巴。混合物(1)的进料速度为3kg/h。分离器(6)中的温度为150℃。试验期间实现的蒸发率为68％。
流入螺旋管蒸发器(4)的液体混合物(1)的组成与比较实施例1中相同：
/>
2.04kg/h的蒸馏物(9)具有以下组成：
0.96kg/h的残留物(10)具有以下组成：
与现有技术中的现有后处理方法(在实施例2中所描述的)相比，根据本发明使用螺旋管蒸发器的方法允许残留物(10)的量从0.42kg/kg进料减少至0.32kg/kg进料。
此外，在实施例2中，在现有的后处理方法中发生的裂解导致形成了更大量的2-乙基己烯异构体。
与现有的后处理方法相比，根据本发明使用螺旋管蒸发器的方法允许2-乙基己烯异构体的量从0.12kg/kg进料减少至0.02kg/kg进料。
即使在允许若干天后，也未观察到螺旋管蒸发器的加热表面有不可逆的涂层。
比较实施例1：
比较实施例1描述了根据现有技术的不连续方法配置，并在下文参照图3进行了更详细的说明。
高沸点物(例如聚合物)的分离是在不连续操作带有外部加热的搅拌罐(13)中进行的，所述加热通过加热蒸汽(14)实现。搅拌罐的容积为8m3。在温度为120℃下，作为进料的混合物(1)的量为6吨。搅拌罐(12)中的绝对压力被设定为40毫巴。搅拌罐(12)底部区域的温度为145℃。
搅拌罐的加热在10小时后关闭。
来自搅拌罐的蒸汽流在冷凝器(12)中冷凝，冷凝器被设计成传统的壳管式热交换器，其热交换表面积为100m2。
将蒸馏物(9)回收到方法中。在所述方法中，作为低沸点物获得的不想要的2-乙基己烯异构体被移除并焚烧。
流入搅拌罐的混合物(1)的组成与实施例1相同：
4400kg的蒸馏物(9)具有以下组成：
裂解导致每批方法中形成704kg的2-乙基己烯异构体。
根据进料速度，形成的2-乙基己烯异构体的量为0.12kg/kg进料。
1600kg的残留物(10)具有以下组成：
为了改善残留物(10)的可泵性，将残留物(10)与900kg的Oxo Oil9N混合，随后进行热利用。
残留物的总量为2500kg；残留物的量基于进料计为0.42kg/kg。
经过几天的操作，搅拌罐需要清洗，因为其有污物。形成的聚合物污染了搅拌罐的内壁，这也是传热表面，且其意味着蒸发所需的传热不再可行。
Claims (18)
1.一种从混合物(1)中获得丙烯酸2-乙基己酯(2-EHA)的连续方法，所述混合物(1)在0.5至100巴范围内的绝对压力下、0至300℃范围内的温度下是液体，且其包含2-EHA、至少一种高沸点物、至少一种均相催化剂和至少一种低沸点物，其特征在于，所述混合物(1)通过压力保持装置(3)减压至0.1至10巴范围内的绝对压力水平，其中将所得的两相气/液混合物(16)连续供应至螺旋管蒸发器(4)，在所述螺旋管蒸发器(4)中，在50至300℃的温度范围内，两相气/液混合物的液相的2-EHA含量通过部分蒸发而减少，这伴随着两相气/液混合物的气相的2-EHA含量的平行增加，并且两相以所得的两相气/液输出流(17)的形式排出。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，如果混合物(1)的温度没有达到至少100℃，则压力保持装置(3)上游的预热器(2)将液体混合物(1)加热至100至200℃范围内的温度。
3.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其特征在于，螺旋管蒸发器(4)在1至2000毫巴范围内的绝对压力下操作。
4.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，液相中2-EHA的比例在单次通过螺旋管蒸发器(4)时降低至2-EHA含量小于20重量％。
5.根据权利要求1至3中的任一项所述的方法，其特征在于，液相中2-EHA的比例在单次通过螺旋管蒸发器(4)时降低至2-EHA含量小于10重量％。
6.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，在所述方法中，形成的2-乙基己烯异构体基于混合物(1)计小于2重量％。
7.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，将从螺旋管蒸发器(4)中抽出的两相气/液输出流(17)的部分液相返回螺旋管蒸发器(4)以进一步部分蒸发。
8.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，在压力保持装置(3)的下游向两相气/液混合物(16)中加入汽提气体(7)，从而使螺旋管蒸发器(4)中的部分蒸发在汽提气体(7)的存在下进行。
9.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，作为单个螺旋管蒸发器(4)的替换，将两个或多个螺旋管蒸发器(4)串联连接，形成蒸发器级联，其中流入蒸发器级联的气/液混合物(16)通过液相的部分蒸发而经历其液相中2-EHA含量的逐渐减少。
10.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其特征在于，作为单个螺旋管蒸发器(4)的替换，将两个或多个螺旋管蒸发器(4)并联连接，形成蒸发器级联，其中流入蒸发器级联的气/液混合物(16)通过液相的部分蒸发而经历其液相2-EHA含量的减少——在两个蒸发器之间分配。
11.根据权利要求9或10所述的方法，其特征在于，蒸发器级联的各个螺旋管蒸发器在1至2000毫巴范围内的不同或相同的压力下操作。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，蒸发器级联的各个螺旋管蒸发器至少部分地以热集成方式操作。
13.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，将来自螺旋管蒸发器(4)的两相气/液输出流(17)供应至下游分离器(6)，所述分离器在1至2000毫巴范围内的绝对压力下操作。
14.根据权利要求1至12中的任一项所述的方法，其特征在于，将来自螺旋管蒸发器(4)的两相气/液输出流(17)供应至下游分离器(6)，所述分离器(6)在5至200毫巴范围内的绝对压力下操作。
15.根据权利要求13或14所述的方法，其特征在于，下游分离器(6)是重力分离器。
16.根据权利要求13至15中任一项所述的方法，其特征在于，在螺旋管蒸发器(4)和分离器(6)中形成的聚合物一共小于5重量％，基于混合物(1)计。
17.根据权利要求13至16中任一项所述的方法，其特征在于，供应至分离器(6)的两相气/液输出流(17)的气态级分从分离器(6)供应至冷凝器(12)，并在冷凝器(12)中冷凝成蒸馏物(9)。
18.根据前述任一项权利要求所述的方法，其特征在于，螺旋管蒸发器(4)中的螺旋管(5)或在蒸发器级联的情况下螺旋管蒸发器的每个单独螺旋管独立地具有0.01至0.5范围内的无量纲曲率比a和0.01至1.0范围内的无量纲螺距b。
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