CS339891A3 - Process of enhanced separation of a mixed aldehyde product - Google Patents

Description

-řek: l·; WSMJrftfiiífii. ·*, Žjir;/- z*

Způsob zlepšené separace směsného álSehyŽového produktu

OO

X ΖΊ

Oblast techniky ? e-X· f ΓΠ 1 < Γ- u i ~< m

i N r-c

Vynález se týká způsobu čištění surové aldehýdovéprodukční směsi, aby se současně a odděleně získal jakaldehyd s rozvětveným řetězcem, tak aldehyd s nerozvětve-ným řetězcem z této směsi. Zvlášt se tento vynález týkádestilace surové aldehýdové produkční směsi aldehydů s roz-větveným a nerozvětveným řetězcem v jedné destilační koloněpro současné získávání tří oddělených produkčních proudů,to je vyčištěného proudu aldehydu s rozvětveným řetězcema dvou různých proudů aldehydů s nerozvětveným řetězcem.

Dosavadní stav techniky

Způsoby výroby aldehydů hydroformylací olefinickynenasycené organické sloučeniny s oxidem uhelnatým a vodí-kem /obecněji označovaných jako syntézní plyn nebo synplyn/v přítomnosti rhodiumfosforového komplexního katalyzátorua volného fosforového ligandu, jsou dobře známé v dosavad-ním stavu techniky jak je například zřejmé ze základníhonízkotlakého oxohydroformylačního postupu z US patentuč. 3 527 809 a z rhodium katalyzovaného plynného a kapalné-ho recyklačního hydroformylačního postupu z US patentůč. 4 148 830, 4 247 486 a 4 593 127. Výsledné aldehýdové produkty jsou směsi normálních/nerozvětvených/ a iso /rozvětvených/ aldehydů odpovídají-cích olefinickému výchozímu materiálu a výsledkem z přidáníformylové skupiny /-CHO/ na jednom z uhlíkových atomů ethy-lenické skupiny /například -CH=CH2/ olefinu. 2

Například hydroformylácí propylenu se vytváří n-butyr-aldehyd CH3CH2CH2CHO a isobutyraldehyd CH-jCH (CHoJCHyObecně jsou takovéto hydroformylační postupy výhodně urče-ny k produkci aldehydových výrobků bohatých na normální/nerozvětvené/ isomery.

Navíc jak se uvádí v US patentech č. 4 148 830 a4 247 486 takovéto kontinuální hydroformylační postupysoučasně produkují vysokovroucí kapalné aldehydové kon-denzační vedlejší produkty, hapříklad dimery, trimery atetramery, které mohou sloužit jako rozpouštědlo pro hy-droformylační postup stejně jako jiné kapalné těžké látky.

Tak malá množství takovýchto výševroucích látekjsou vždy stále obsažena v surové aldehydové produkčnísměsi získané dokonce po oddělení počátečního aldehydové-ho produktu od jeho lehkých látek /například oxiduuhelna-tého, vodíku, nezreagovaného alkylenu, alkanového vedlej-šího produktu atd./. Jak v případě kontinuálního plynnéhorecyklačního hydroformylačního postupu nebo po oddělenízákladního aldehydového produktu od jeho lehkých láteka katalyzátor obsahujícího roztoku, tak v případě konti-nuálního kapalného recyklačního hydroformylačního postupu.Vskutku dokonce po oddělení níževroucíhn látek, rozvětve-ného aldehydu od výševroucího normálního nerozvětvenéhoaldehydového protějšku, aby se získal vyčištěný rozvětvenýaldehyd /například isobutyraldehyd/ a ponechal nerozvětvenýaldehyd /například n-butyraldehyd/rnormální aldehydovýprodukt může stále ještě obsahovat vyšší množství takovýchorganických těžších látek, než je požadováno přo jejicheventuální konečné použití.

Tak dosud je konvenčním postupem ve stavu technikypro vyčištění a oddělení rozvětveného aldehydového pro-duktu od nerozvětveného aldehydového produktu z takových-to surových aldehydových produktů směsí vznikajícíchz konvenčních kontinuálních rhodiem katalyzovaných hydro-formylačních postupů, dvoustupňový destilační postup, kte-rý zahrnuje použití dvou oddělených destilačních kolon.

Například vyčištěný rozvětvený aldehyd /napříkladisobutyraldehyd/ se nejdříve oddělí od surovéh aldehydovéprodukční směsi destilací v základní destilační koloněa pak zbývající /nerozvětvený/ aldehyd /například n-butyr-aldehyd/ se dále vyčistí od jakýchkoli zbývajících výše-vroucích vedlejších produktů druhou destilací prováděnouv druhé destilační koloně.

Avšak existují tam dvě hlavní obtíže, spojené s ko-merčním čištěním surové aldehydové produkční směsi pomocítakového dvojitého destilačního postupu. První jsou velmivysoké energetické náklady požadované k provozu takovýchtodvojitých destilačních postupů na komerční úrovni. Druhouje významné množství ztraceného aldehydu vlivem jeho in šitukonverze na takovéto těžší látky během takovýchto destilač-ních postupů vlivem vysokých teplot použitých k získáníjak nerozvětveného aldehydu z těchto organických těžkýchlátek v takovém množství, jak je to jen možné. Ve skuteč-nosti se odhaduje, že asi 1 až 2 % hmotnostní nebo vícenerozvětveného aldehydu může být ztraceno jeho vlastní kon-verzí in šitu na těžší látky a to je docela významné množ-ství při jakémkoli komerčním provozu jako jsou výše disku-tované hydroformylační provozy, které mohou produkovatstovky milionů kilogramů aldehydu za rok. Při předešlém komerčním provozu prováděném více než1 rok před přihlášením této přihlášky vynálezu v závoděve Soojených státech amerických, ve vlastnictví a provo-zovaných přihlašovatelem se experimentovalo s použitímjedné destilační kolony, kde rozvětvený isobutyraldehydbyl získán destilací téhož produktu z hlavy kolony av podstatě veškerý nerozvětvený n-butyraldehyd byl shro-mážděn jako destilovaný plyn ze spodního bočního odpouště-ní téže destilační kolony.

Avšak jako v případě u konvenčního dvoustupňovéhodestilačního postupu, který zahrnuje dvě destilační kolony,destilační teplota požadovaná pro získání v podstatě všehon-butyraldehydu z bočního odpouštění jediné destilační ko-lony, byla v podstatě stejně vysoká destilační teplota/například 115 °C až asi 140 °C/ konvenčně používaná přidestilování n-butyraldehydu z organických těžkých látekv druhé destilační koloně, čímž se vyvolá v podstatě stej-ný tyP škodlivých ztrát aldehydu vlivem tvoření těžkýchlátek in šitu jako se normálně vyskytuje v druhé destilač-ní koloně.

Nyní bylo zjištěno, že není nutné využívat takovýchtovysokých destilačních teplot aby se současně oddělil azískal jak vyčištěný rozvětvený aldehyd, tak vyčištěnýnerozvětvený aldehyd ze surové aldehydové produkční směsiza použití jedné destilační kolony. Tak tyto nevýhodyspojené s dosud konvenčním destilačním čištěním surovýchaldehydových produkčních směsí mohou být překonány neboalespoň velmi sníženy způsobem tohoto vynálezu jak je dálepodrobněji vysvětleno.

Podstata vynálezu

Tak je cílem tohoto vynalezu vytvořit nový způsobčištění surové aldehydové produkční směsi obsahujícírozvětvený a nerozvětvený aldehyd, který zahrnuje součas-né získání a oddělení vyčištěného rozvětveného aldehydua vyčištěného nerozvětveného aldehydu destilací surové-aldehydové produkční směsi pomocí jediné destilační kolony

Tudíž obecný aspekt tohoto vynálezu může být popsánjako způsob čištění kapalnéhe surové aldehydové produkčnísměsi sestávající v podstatě z asi 95 až 99,95 % hmotnost-ních nerozvětvených a rozvětvených aldehydů vybraných zeskupiny zahrnující C^aldehydy a (^aldehydy, vztaženo nacelkovou hmotnost této produkční směsi, přičemž zbytekobsahuje v podstatě organické těžké látky, jehož podstataspočívá v tom, že se přidá kapalný surový aldehydový pro-dukční směsný výchozí materiál do destilační kolony a ta-to kapalná surová aldehydové produkční směs se destilujev této koloně při základní teplotě o asi 1 °C až asi 35 °Cvyšší, než je normální teplota varu nerozvětveného aldehy-du přítomného v kapalném aldehydovém produkčním směsnémvýchozím materiálu tak, že se současně získá /i/ kapalný aldehydový produkční proud odebíraný z neboblízko hlavy destilační kolony a obsahuje v podstatěvyčištěný rozvětvený aldehyd a /ii/ vytékaný aldehydový produkční proud sestávajícív podstatě z vyčištěného nerozvětveného aldehyduv množství ne větším než asi 70 % hmotnostních z množství nerozvětveného aldehydu přítomného v tomto kapal - 6 - ném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozímmateriálu a méně než 33 % hmotnostních množstvíz organicky těžkých látek přítomných v tomto kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím ma-teriálu a /iii/ přičemž zbývající vyčištěný kapalný aldehyd sestáva-jící v podstatě z nerozvětveného aldehydu se získáze dna nebo blízko dna destilační kolony a kde množ-ství organických těžkých látek přítomných v získanémvyčištěném kapalném aldehydu je menší než asi 1 %hmotnostní z celkového množství aldehydu dávkovanéhodo destilační kolony plus alespoň asi 67 % hmotnost-ních množství organických těžkých látek přítomnýchv kapalném surovém aldehydovém produkčním směsnémvýchozím materiálu.

Stručný popis výkresu Výkres je schematickým proudovým diagramem tohoto vy-nálezu znázorňujícím provedení destilační kolony 10 prodestilaci surové aldehydové produkční směsi /vedení 2/k provádění současného získání vyčištěného rozvětvenéhoaldehydového kapalného produktu /vedení 8/ v hlavě nebou hlavy kolony a vyčištěného nerozvětveného aldehydu jakoplynného proudu /vedení 12/ z boku této kolony, přičemždruhý vyčištěný aldehydový produkt /vedení 14/ vycházíze dna nebo u dna této kolony.

Surová aldehydová kapalná produkční směs, která se zde použije, může být získána z jakéhokoli konvenčního kovem /výhodně rhodiovým komplexem/ katalyzovaného hydro- formylačního postupu prováděného v přítomnosti volného or- ganického fosforového ligandu.

Takovéto oxopostupy a jejich podmínky jsou dobře zná-my ve stavu techniky jak je ilustrováno kontinuálními kapal-nými a plynnými recyklačními postupy z US patentů 4 148 830,4 247 486, 4 553 127 a US přihlášky vynálezu pořadové čís-lo 370 806, přihlášené 23. června 1989 na jejichž celé popi-sy se tímto odkazuje. Takovéto hydroformylační postupy obec-ně zahrnují produkci aldehydů bohatých na jejich normálnínerozvětvené isomery reakcí olefinické sloučeniny s vodíkema oxidem uhelnatým v kapalném reakčním prostředí, které ob-sahuje aldehydový produkt, rozpustný rhodiumorganofosforovýkomplexní katalyzátor, volný organofosfnrový ligand a výše-vroucí aldehydové kondenzační vedlejší produkty.

Je však třeba rozumět, že příslušný způsob, kterým sehydroformylační reakce provádí a příslušné hydroformylačníreakční podmínky zde použité nejsou kritické pro tento vy-nález a mohou být široce měněny a uzpůsobeny tak, aby vy-hověly individuálním potřebám a produkci příslušného poža-dovaného aldehydového produktu.

Tedy olefinické výchozí látkové reaktanty hydroformy-lačního postupu, ze kterého mohou být odvozeny surovékapalné aldehydové produkční výchozí materiály tohoto vyná-lezu, mohou obsahovat tři nebo čtyři atomy uhlíku.

Ilustrativními olefiny jsou propylen, 1-buten, 2-buten/cis nebo trans/, a 2-methylpropen /isobutylen/.

Je však třeba rozumět, že mohou být použity směsi růz-ných olefinických výchozích materiálů, když je to třeba.Například je obvyklé někdy využít směsi 1-butenu a 2-bu-tenu jako výchozího olefinu. Nejvýhodnějším olefinem jepropylen.

Podobně jakýkoli konvenční rhodiumfosforový komplexníkatalyzátor může být použit a takovéto katalyzátory stejnějako způsoby jejich přípravy jsou dobře známy v dosavadnímstavu techniky. Takovéto rhodiumfosfořové komplexní kataly-zátory mohou zahrnovat jakýkoli rhodiumorganofosforovýkomplex, jako je rhodiumorganofosfinový nebo rhodiumorgano-fosfitový komplexní hydroformylační katalyzátor, které sedosud výhodně používají pro takovéto hydroformylační postupy.

Avšak, když je třeba, mohou být také použity směsitakovýchto katalyzátorů. Navíc je jasné, že množství kom-plexního katalyzátoru přítomné v reakčním prostředí danéhopostupu potřebuje být jen takové minimální množství nutnépro vytvoření rhodiumkovové koncentrace požadované k využi-tí a které tvoří základ pro alespoň takové katalytickémnožství kovového rhodia, nutné pro katalýzu příslušnéhopožadovaného hydroformylačního postupu.

Obvykle koncentrace kovového rhodia v rozmezí od asi10 ppm do asi 1 000 ppm, počítáno jako volný kov, by mělybýt dostatečné pro většinu hydroformylačních postupů.

Je obecně výhodné používat asi 10 až 700 ppm rhodia a vý-hodněji od 25 do 500 ppm rhodia, kalkulováno jako volnýkov.

I - 9 -

Jak je výše uvedeno, hydroformylační postup se pro-vádí v přítomnosti volného fosforového ligandu, to je li-gandu, který není v komplexu s rhodiovým komplexním kata-lyzátorem použit. Avšak zatímco se obvykle dává přednosttomu, aby volný fosforový ligand byl tentýž jako fosforovýligand rhodiumfosforového komplexního katalyzátoru, neníto nutné a rozdílné ligandy mohou být použity v danémpostupu, když je to zapotřebí.

Tedy jak v případě rhodiumorganofosforového komplex-ního katalyzátoru, jakýkoli konvenční organofosforový li-gand může být použit jako volný ligand a takovéto ligandystejně jako způsoby jejich přípravy jsou dobře zfaámy v do-savadním stavu techniky. Takovéto f volné fosforové ligandymohou zahrnovat jakékoli organofosfinové nebo organofosfi-tová ligandy, dosud výhodně používané pro takovéto hydro-formylační postupy. Mohou být však také použity směsi ta-kovýhhto ligandů, když je to třeba.

Hydroformylační postup může být prováděn v jakémkolipřebytečném množství volného fosforového ligandu, napříkladalespoň 1 mol volného fosforového ligandu na mol přítomnéhorhodiového kovu v reakčním prostředí. Množství volného fos-forového ligandu, které je použito, obvykle pouze závisína požadovaném aldehydovém produktu a použitém olefinu akomplexním katalyzátoru. Tudíž množství volného fosforové-ho ligandu, přítomná v reakčním prostředí, jsou v rozmezíod asi 2 do asi 300 molů nebo více na mol rhodia, které jepřítomno, by měla být vhodná pro většinu účelů.

Například obecně velká množství volného triarylfosfi-nového ligandu, například trifenylfosfinu, vyšší než 50 molůvýhodněji vyšší než 100 molů volného ligandu na mol rhodia 10 se výhodně používají pro dosaženi dostatečné katalytickéaktivity a/nebo stabilizace katalyzátoru, zatímco jinéorganofosfořové ligandy, například alkylarylfosfiny a cyklo-alkylarylfosfiny a/nebo organofosfity mohou pomoci vytvo-řit přijatelnou stabilitu katalyzátoru a reaktivitu beznežádoucího brzdění konverzních rychlostí určitých olefi-nů na aldehydy, když množství volného ligandu přítomnév reakčním prostředí je malé jako 1 až 100 a výhodněji 15až 60 mol na mol přítomného rhodia.

Zejména ilustrativní rhodiumfosforové komplexní kata-lyzátory a ilustrativní volné fosforové ligandy zahrnujínapříklad ty, které jsou uvedeny v US patentech č. 3 527 809, 4 148 830, 4 247 486, 4 283 562; 4 400 548, 4 482 749, 4 496 748, 4 599 206, 4 668 651, 4 716 250, 4 717 775, 4 731 486, 4 737 588, 4 747 261, 4 769 498, 4 774 361, 4 885 401 , PCT přihláška vynálezu číslo zveřejněníWO 80/01690 /zveřejněná 21. srpna 1980/.

Mezi výhodnějšími ligandy a komplexními katalyzátory,které mohou být zmíněny jsou například trifsnylfosfinovýligand a rhodiumtrifenylfosfinový komplexní katalyzátor zUS patentů číslo 3 527 809 a 4 148 830 a 4 247 846; alkyl-fenylfosfinové a cykloalkylfenylfosfinové ligandy a rhodium-alkylfenylfosfinové a rhodiumcykloalkylfenylfosfinovékomplexní katalyzátory z US patentu číslo 4 283 562;a organofosfitové ligandy a rhodiumorganofosfitové komplexníkatalyzátory z US patentů 4 599 206, 4 737 588, 4 717 775, 4 774 361, 4 668 651 a 4 748 261. Nejvýhodnější ligand jetrifenylfosfin /TPP/, zatímco výhodný katalyzátor je rhodiumTPP komplex.

Jak bylo dále poznamenáno, hydroformylační reakcese provádí v přítomnosti výševroucích aldehydových kon-denzačních vedlejších produktů. Je v povaze takovýchto kon-tinuálních hydroformylačních reakcí produkovat takovétovýševroucí aldehydové produkty, například dimery, trimery atetramery in šitu během hydroformylačního postupu, jak jeúplněji vysvětleno například v US patentu číslo 4 148 830, 4 247 486 a 4 593 127 a v US přihlášce vynálezu pořadovéčíslo 370 806, přihlášené 23. června 1989.

Takovéto aldehydové vedlejší produkty vytvářejí vý-borný nosič pro kapalný katalyzátorový recyklační postup.Skutečně, i když se může použít, když je třeba, jakékolivhodné rozpouštědlo při nastartování kontinuálního postupu/aldehydové sloučeniny odpovídající požadovaným aldehydovýmproduktům jsou výhodné/, primární rozpouštědlo bude normál-ně nakonec obsahovat jak aldehydové produkty a výševroucíaldehydové kondenzační vedlejší produkty vlivem povahy ta-kovýchto kontinuálních postupů. Avšyk aldehydové kondenzačnívedlejší produkty mohou být také predvytvořeny, když je topotřeba a tedy použity.

Je také zřejmé, že množství takovýchto výševroucíchaldehydových vedlejších produktů, přítomné v reakčním pro-středí, může kolísat v širokých mezích a je obecně řízenojen omezeními zařízení a příslušným aldehydovým produktem,který má být vyráběn.

Například zpočátku hydroformylační reakce může býtprováděna v nepřítomnosti nebo v přítomnosti malýýh množstvívýševroucích aldehydových kondenzačních vedlejších prodktůjako rozpouštědla pro rhodiový komplexní katalyzátor nebo až reakce může být prováděna v přítomnosti víee-neě 70 %hmotnostních nebo dokonce 90 % hmotnostních a více tako-výchto kondenzačních vedlejších produktů, vztaženo na cel-kové kapalné reakční prostředí.

Obecně poměry aldehydu k výševroucím aldehydovýmkondenzačním vedlejším produktům v rozmezí od asi 1:4 doasi 20:1 váhově by měla být dostatečná pro většinu účelů.Podobně je třeba rozumět, že malá množství těehte jinýchkonvenčních organických korozpouštědel mohou být přítomnav případech, když je to zapotřebí. I když hydroformylační reakční podmínky mohou kolísatv širokých mezích jak bylo výše uvedeno, obvykle je výhod-nější, aby postup byl provozován při celkovém tLaku plynuvodíku, oxidu uhelnatého a olefinicky nenasycené výchozísloučeniny menším než asi 10,29 MPa, výhodně menším než asi3,09 MPa a výhodněji menším než asi 2,4 MPa. Minimální cel-kový tlak reaktantů není zvlášt kritický a je omezen zejménajen množstvím reaktantů nutným k získání požadované rychlostireakce.

Speciálněji je parciální tlak oxidu uhelnatéhov hydroformylačním postupu tohoto vynálezu výhodně od asi6,86 kPa do asi 0,82 MPa a výhodněji od asi 20,6 kPa do asi0,62 MPa, přičemž parciální tlak vodíku je výhodně od asi 68,6 kPa do asi 1,10 MPa a výhodněji od asi 0^:1 MPa do asi0,69 MPa.

Obvykle je molární poměr H2:C0 plynného vodíku k oxiduuhelnatému v rozmezí od asi 1:10 do asi 100:1 nebo vyšší, - 13 - výhodněji je molární poměr vodíku k oxidu uhelnatému odasi 1:1 do asi 50:1. Dále, jak bylo výše uvedeno, hydroformylační postupmůže být prováděn při reakční teplotě od asi 50 °C do asi145 °C. Avšak obvykle se provádějí hydroformyláce při reakč-ních teplotách od asi 5 60 °C do asi 120 °C a výhodněji odasi 75 °C do asi 115 °C.

Tak, jak je zde poznamenáno, surové aldehydové kapalnéprodukční směsi, které jsou použitelné jako výchozí materiálytohoto vynálezu, obsahují v podstatě aldehydy a organickétěžší látky a možná určité množství volného organického fos-forového ligandu použitého v hydroformylačním postupu;výhodně získané po oddělení základního aldehydového pro-duktu od jeho lehčích látek /například sloučenin, které ma-jí teplotu varu pod teplotou varu aldehydových produkčníchsloučenin/ v případě kontinuálního plynného recyklačníhohydroformylačního postupu nebo po separaci základního alde-hydového produktu od jeho lehčích látek a katalyzátor obsa-hujícího roztoku jako v případě kontinuálního kapalného re-cyklačního hydroformylačního postupu.

Jak bylo výše uvedeno, aldehydy v surové aldehydovéprodukční směsi zde použitelné, jsou závislé na olefinovémvýchozím materiálu tohoto hydroformylačního postupu; od kte-rého jsou tyto produkční směsi odvozeny a takovéto aldehydymohou obsahovat 4 nebo 5 atomů uhlíku, tak jako a al-dehydy odvozené od propylenu případně butylenu. Navíc jetřeba rozumět, že takovéto aldehydy jsou vytvářeny jakosměsi jak normálních /nerozvětvených/ tak iso /rozvětvených/aldehydů.

Tak ilustrativně aldehydové produkty zahrnují C^aldehydcvésměsi n-butyraldehydu /n-butanal/ a isobutyraldehydu/isobutanal/ a C^aldebydové směsi n-valeraldehydu /n-pen-tanal/ a isomery rozvětvených pentanalů, to je 2-methyl-butyraldehyd, 3-methylbutyraldehyd a/nebo pivaldehyd.

Tyto aldehydové směsi mohou obsahovat molární poměrynormálních rozvětveným aldehydovým isomerům od asi 1:1 doasi 50:1 nebo vyšší, přičemž horní mez přebytku normálníhoaldehydu je stanovena jen hydroformylačním postupem, kterývyužívá surový aldehydový produkční směsný výchozí materiál.

Podobně organické těžké látky obsažené v surovýchaldehydových produkčních směsích zde použitelných zahrnujíjakékoli organické rozpouštědlo a organický vedlejší pro-dukt, který má teploty varu vyšší než nerozvětvený aldehy-dový produkt, který je tvořen sloučeninami tohoto hydro-formylačního postupu, z kterého jsou tyto produkční směsiodvozeny, jako jsou kapalné aldehydové kondenzační vedlejšíprodukty,/dimery, trimery, tetramery atd./ výše diskutované,například v US patentu číslo 4 148 830 a jiné obvyklé výše-vroucí vedlejší produkty, například odpovídající alkanol.

Je však třeba také rozumět, že takovéto surové aldehydovéprodukční směsi mohou také obsahovat určitá malá množstvízbytkových lehkých látek,/například nezreagovaný olefin avedlejší produkt alkan/ a organofosforovou znečištěninu,například volný organofosforový ligand a/nebo jeho odpoví-dající oxid a alkylsubstituované fosforové sloučeniny, kte-ré mohou být přítomny následkem jejich vytvoření in šitunebo jejich uvolněním při hydroforraylačním postupu.

Například surové kapalné aldehydové produkční směsnévýchozí materiály zde použitelné mohou být odvozeny z plyn-ných recyklačních hydroformylačních postupů, jako jsou 15 popsány ve výše uvedených patentech a především znázorněnyv US patentu 4 247 486 a referenčním článku v INDICATICNS,Zima 19S2-83, mezinárodní časopis Lavyho McKee, str. 1 a 20až 28, publikovaném publikačním oddělením Davy Corporation,Londýn, Velká Británie.

Podobně surová kapalná aldehydová produkční směs, kte-rá je zde použitelná, může být odvozena z kapalného kataly-zátorového recyklačního postupu, jak je popsáno ve výšecitovaných patentech a především znázorněno například pri-márním reaktorovým systémem na obr. 1 US patentu č. 4 593 127,kanadském patentu č. 1 202 326 a v US přihlášce vynálezupořadové číslo 370 806, přihlášené 23. června 1989, stejnějako v přihlašovatelově souběžně přihlášené US přihlášce vy-nálezu /zastupitelské číslo 16 492/ nazvané Zlepšený hydro-formylační způsob, směrované na nový způsob oddělování leh-kých látek od aldehydové produkční směsi, jejíž celý popisje zde začleněn formou odkazu. Výhodně jsou surové aldehydové kapalné produkční směsizde použitelné odvozeny od kapalných katalyzátorových recy-klačních hydroformylačních postupů. Navíc, jak je vidět zdosavadního stavu techniky, a jako v případě u plynných re-cyklačních postupů, je výhodné odstranit alespoň většinulehhých látek z aldehydové produkční směsi kapalného kata-lyzátorového recyklačního postupu před oddělením rozvětve-ného aldehydového isomeru od výševroucího nerozvětvenéhoaldehydu. Avšak bez ohledu na typ čisticích stupňů, kterýmůže být nebo nemůže být použit pro separaci lehkých láteka/nebo organofosfořových nečistot od surové aldehydové pro-dukční směsi, získané z kapalného katalyzátorového recyklač-ního postupu, je výhodné nechat projít surovou aldehydovouprodukční směs přes stabilizátor, jak je znázorněn kolonou . 16 7 výkresu na str. 23 výše uvedeného článku INDICATIONSpřed použitím surové aldehydové produkční směsi jako ka-palného výchozího materiálu ve způsobu tohoto vynálezu.

Tak surová aldehydová kapalná produkční směs, kteráje zde použitelná, může v podstatě obsahovat od asi 95 doasi 99,95 hmotnostních %, výhodně asi 97 až asi 99,95 %hmotnostních aldehydu, vztaženo na celkovou hmotnost tétokapalné produkční směsi; zbytek této kapalné produkční smě-si obsahuje v podstatě organické těžší látky.

Nyní s odkazem na připojený výkres, který schematickyznázorňuje předložený vynález, čisticí postup tohoto vynále-zu může být prováděn ve vhodné destilační koloně, která mádvě boční odpouštění pro odebírání kapaliny a plynných prou-dů aldehydového produktu. Tato destilační kolona zahrnujejakoukoli destilační nebo plněnou kolonu nebo jiné vhodnéodpařovací zařízení 10, ve kterém se může uskutečňovattato destilace. Například viz “Chemical Engineering Handbook"Perry and Chilton, 5. vydání, str. 13-3, obr. 13-1 str. 13 - 19 v obr. 13 - 18 a str. 13 až 50; Také "Unit Operati-ons in Chemical Engineering", McCabe and Smith, 3. vydání,str. 548.

Skutečný typ plnění nebo pater v koloně není kritickoučástí hototo vynálezu, ale může být použit jakýkoli typ pa-ter nebo plnění. Navíc počet pater nebo separačních stupňů,které se použijí není kritický a potřebuje být jen dostateč-ný pro provedení požadované separace.

Tak kapalný surový aldehydový produkční směsný výchozímateriál /vedení 2/ se zavede do destilační kolony normálnímzpůsobem pro oddělování blízkovroucích isomerů jako jen-butyraldehyd a isobutyraldehyd, například v bodě v určité - 17 - vzdálenosti jak od hlavy, tak od dna kolony, výhodněkolem středu kolony. Znovu se poznamenává, že přesnýbod, kde se aldehydový produkční směsný výchozí mate-riál zavádí, není kritický pro tento vynález a může býtvýhodně určen standardní technickou praxí.

Kapalný surový aldehydový produkční směsný výchozímateriál se pak destiluje pro současné odstranění jakvyčištěného kapalného rozvětveného isoaldehydu, tak vy-čištěného nerozvětveného normálního aldehydu stejně jakolehkých látek. Například odpařené lehké látky /to je lát-ky, které mají teplotu varu pod teplotou varu rozvětvené-ho aldehydu, například nezreagovaný olefin, alkan atd./,se odebírají z hlavy kolony /vedení 4/, kde mohou býtochlazeny /chladič 15/ a částečně nebo úplně zkondenzová-ny /sběrač 17/ jak je požadováno. Nezkondenzované látkyse vypláchnou /vedení 6/ a kondenzovatelné látky, napří-klad voda, se získají nebo vypláchnou /vedení 3/.

Navíc, když je třeba, určitá část zkondenzované hlavovéfrakce může být vrácena do p kolony /vedení ]_/, aby slou-žila jako reflux.

Vyčištěný rozvětvený isoaldehyd, který je lehčí, toje má nižší teplotu varu než nerozvětvený normální aldehyd,může být odstraněn z hlavy nebo blízko u hlavy déstilačníkolony. Výhodně se rozvětvený isoaldehyd odstraňuje jakokapalný boční proud /vedení 8/ poněkud nad přívodním bo-dem kapalného surového aldehydového produkčního směsnéhovýchozího materiálu. Přesný bod není kritický a výhodnýbod může být určen standardní technickou praxí.

Současně vyčištěný odpařený nerozvětvený normální aldehyd se odstraňuje jako plynný boční proud /vedení 12/ 18 - poněkud pod přívodním bodem kapalného aldehydového pro-dukčního směsného výchozího materiálu. Znovu se pozname-nává, že přesný bod pro takovéto odstraňování není kritic-ký a výhodný bod může být určen standardní technickoupraxí. Dále, když je třeba, může být použit separátor strže-ných plynů, /neznázorněný/, pro návrat jakýchkoli kapalinz odpařeného nerozvětveného aldehydového proudu do kolony,avšak takovýto separátor stržených látek není nutnou nebopodstatnou částí provedení způsobu tohoto vynálezu.

Zbývající vyčištěný kapalný aldehyd se získá /vedení14/ ze dna nebo blízko dna kolony. Dále, když je třeba,část nerozvětveného aldehydu opouštějícího dno kolonymůže být zahřáta ve vařáku /20/ a vrácena do kolony.

Kapalný spodní aldehydový produkt sestává v podstatě z ne-rozvětveného aldehydu a určitého množství organických těž-kých látek přítomných v získaném vyčištěném kapalném alde-hydu, přičemž toto množství je menší než asi 1 % hmotnostnícelkového množství aldehydu, dávkovaného do destilačníkolony plus alespoň asi 67 % hmotnostních množství organic-kých těžkých látek přítomných v kapalném surovém aldehydo-vém produkčním směsném výchozím materiálu.

Destilace kapalného surového aldehydového produkčníhosměsného výchozího materiálu v rafinačním postupu tohotovynálezu se může uskutečňovat za takových podmínek, jako jezákladní teplota v destilační koloně v rozmezí od asi 1 °Cdo asi 35 °C, výhodně odvasi 10 °C do asi 35 °C nad normál-ní teplotou varu /to jefS^I MPa/ nerozvětveného aldehyduv kapalném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozímmateriálu a při vrcholovém tlaku v destilační koloně v roz- - 19 - mezí od asi 6,86 kPa do asi 0,21 MPa, výhodně od asi6,86 kPa do asi 0,10 MPa.

Podmínky /například teplota, tlak, refluxní poměratd./ v horní části destilační zóny, kde se odpařujílehké látky a rozvětvený aldehyd se získává, nejsoumoc kritické a jsou primárně pouze závislé na jenom nasamozřejmých praktických provozních podmínkách, vyžadova-ných pro dosažení požadovaného výsledku odstranění těchtolehkých látek a získání kapalného aldehydového bočníhoproudu, sestávajícího v podstatě z alespoň 99 % hmotnost-ních rozvětveného aldehydu a méně než asi 1 % hmotnostnímnožství organických těžkých látek, přítomných v kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu.

Navíc výhodně množství kapalného rozvětveného aldehy-du takto získaného je v podstatě rovné množství rozvětve-ného aldehydu přítomného v kapalném surovém aldehydovémprodukčním směsném výchozím materiálu.

Ovšem je třeba vědět, že teplo, vyžadované pro desti-lací aldehydových sloučenin, může být dodáváno jakýmkolikonvenčním výměníkem tepla. Dále je třeba vědět, že i kdyžvětšina optimálních podmínek tohoto vynálezu , nutných prodosažení nejlepších výsledků a účinnosti, je závislá nazkušenosti při využívání tohoto vynálezu, je nutná určitáexperimentace pro zjištění těchto podmínek, které jsouoptimální pro danou situaci a to by mělo být ve zkušenos-ti odborníků v dosavadním stavu techniky a může to býtsnadno e získatelné z následujících výhodných aspektůtohoto vynálezu, jak je zde vysvětleno a/nebo jednoduchourutinní experimentací. 20

Například obecně vyšší destilační tlaky budou vyžadovatvyšší teploty a nižší tlaky budou vyžadovat nižší teplo-ty.

Obecně je výhodné korelovat základní teplotu a tla-kové podmínky v postupu tohoto vynálezu tak, že množstvívyčištěného vytékaného nerozvětveného aldehydu, získané-ho bočním proudem, není větší než asi 70 % z množstvínerozvětveného aldehydu, přítomného v kapalném surovémaldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu a kdetento vyčištěný vytékaný nerozvětvený aldehyd obsahuje mé-ně, než asi 33 % hmotnostních z množství organických těž-kých látek, přítomných v tomto kapalném surovém aldehy-dovém produkčním směsném výchozím materiálu. Tedy základ-ní podmínky jsou výhodně korelovány tak, že alespoň asi5 až ne více než 70 % hmotnostních nerozvětveného aldehy-du, přítomného v kapalném surovém aldehydovém produkčnímsměsném výchozím materiálu, se odsttaní a získá uvedenýmodpařeným nerozvětveným aldehydovým bočním proudem.

Podobně tyto podmínky jsou také výhodně koreloványtak, že vyčištěný vytékaný nerozvětvený aldehyd taktozískaný může obsahovat od 0 do asi 33 % hmotnostníchz množství organických těžkých látek, přítomných v kapal-ném surovém aldehydovém produkčním směsném výchozím mate-riálu. Výhodněji tento vyčištěný nerozvětvený aldehydtakto získaný obsahuje méně než asi 10 % hmotnostních zmnožství organických těžkých látek, přítomných v kapalnémsurovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálu.

Zbývající vyčištěný kapalný aldehydový produkt můžebýt snadno odstraněn a získán jako kapalný proud ze dnadestilační kolony a sestává v podstatě z nerozvětvenéhoaldehydu v množství od asi 30 do asi 9ξ % hmotnostníchz množství nerozvětveného aldehydu přítomného v kapalném 21 surovém aldehydovém produkčním směsném výchozím materiálua množství organických těžkých látek přítomných v tomtozískaném vyčištěném kapalném aldehydu je menší než asi1 % hmotnostní z celkového množství aldehyd’! dávkovanéhodo destils.čnaC kolony plus alespoň asi 5^ % hmotnostních,výhodně alespoň asi 50 % hmotnostních z množství organic-kých těžkých látek přítomných v kapalném surovém aldehy-dovém produkčním směsném výchozím materiálu.

Rafinační postup tohoto vynálezu je vskutku unikátnív tom, že zajištuje nejen velmi vysoké úspory energetic-kých nákladů vlivem eliminace výše popsané dosud konvenčnídvojité destilace, ale také eliminuje nebo alespoň značněminimalizuje výše diskutované ztráty aldehydu vlivem jehokonverze in šitu na organické těžké látky, což je spoje-no s dosud známými destilačními postupy, přičemž takévytváří možnost získání tří rozdílných vyčištěných aldehy-dových produkčních proudů z jedné destilační kolony.

Je však elementárně známé, že hydroformylované alde-hydové produkty mají mnoho známých a konvenčních využití.Nejvýhodněji jsou tyto aldehydové produkty dále konvenčněpoužívány k produkci alkoholů a jiných užitečných roz-pouštědel. 22 Příklady provedeni vynálezu Následující příklady převedení ilustrují předloženývynález a nejsou určeny k jeho omezení. Je třeba rozumět,že všechny díly, procenta a podíly zde zmíněné a v připo-jených patentových nárocích jsou hmotnostní, pokud neníoznačeno jinak, přičemž daná množství rhodia jsou počítánajako volný kov. Příklad 1 Následující počítačem vypočtený experiment demonstrujepředložený vynález. Podle výkresu asi 8 437 kg/hod surovéhosměsného normálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahu-jící asi 0,2 % hmotnostních složek lehčích než isobutyr-aldehyd a asi 0,4 % hmotnostních složek těžších než normálníbutyraldehyd, se dávkuje jako proud 2 do 61 . teoretickéhopatra od spodu destilační kolony, mající 105 teoretickýchpater. Lekhé nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětvené-ho aldehydu se dodstranují z hlavy kolony, částečně ochlazu-jí chladičem 15 a shromažďují ve sběrači 17. Určité množstvívýsledného kapalného proudu se vrací do kolony pro reřluxjako proud 7; asi 90,7 kg/hod se odstraňuje ze systému jakovyplachovací proud a 6.

Kapalný boční proud asi 953 kg/hod se odebírá ze2 103. teoretického patra od dna kolony jako isobutyralde-hydový produkt /proud 8/. Plynný boční proud asi 3 266 kgza hodinu se odebírá z 3. teoretického patra od dna kolonyjako vysoce čistý normální butyraldehydový produkt /oroud 12/.Tento plynný proud prochází skrz malý separátor strženýchlátek /neznázorněný/ pro odstranění jakékoli stržené kapalinyz plynného proudu. 23 - 4

Kapalný proud asi 3 128 Kg za hodinu se odebírá ze dna Ko-lony jako druhý vyčištěný normální butyraldehydový produkt/proud 14/. ZáKladní destilační teplota v Koloně je asi 99 °Ca tlak na vrchu destilační Kolony je asi 68,6 kPa. Obsahisobutyraldehydu ve vrchním postranním proudu 8 je asi99,9 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normálním butyr-aldehydovém spodním proudu 14 je asi 0,93 % hmotnostních,poměr koncentrace těžkých látek v přívodním proudu ke Koncen-traci těžkých látek ve spodním plynném postranním proudu 1 2je asi 300:1 . Obsah těžkých látek v proudu 14 je v podstatěrovný asi 100 % hmotnostním obsahu těžkých látek v proudu 2plus asi 0,1 % hmotnostní obsahu směsného aldehydu z proudu 2. Příklad 2 Následující skutečné provozní údaje z komerčníhosystému jsou uvedeny pro demonstraci předloženého vynálezu.

Podle výkresu asi 9 072 kg za hodinu surového směsnéhonormálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahujících asi0,01 % hmotnostních složek lehčích než isobutyraldehyd a asi0,4 % hmotnostní složek těžších než normální butyraldehyd,bylo dávkováno jako proud 2 do 61. teoretického patra od dnadestilační kolony mající 105 teoretických pater.

Lekhé nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětvenéhoaldehydu byly odstraněny z hlavy Kolony, částečně kondenzová-ny chladičem 1 5 a shromážděny ve sběrači j_7. 24

Určité množství výsledné kapaliny bylo vráceno do kolonypro reflux jako proud 5.; asi 90,7 kg za hodinu bylo odstra-něno ze systému jako vyplachovací proudy a 6.. Kapalnýboční proud asi 987 kg za hodinu byl odebírán ze 103. teo-retického patra ode dna kolony jako isobutyraldehydový pro-dukt /proud 8/. Plynný boční proud asi 2 268 kg za hodinubyl odebírán ze 3. teoretického patra ode dna kolony jakovysoce čistý normální butyraldehydový produkt /proud 12/.Tento plynný proud procházel malým separátorem únosu/ne-znázorněný/ pro odstraňování stržené kapaliny z prouduplynu. Kapalný proud asi 5 727 kg za hodinu byl odebíránze dna kolony jako druhý vyčištěný normální butyraldehydo-vý produkt /proud 14/. Základní teplota destilace v koloně byla asi 105 °Ca tlak na vrchu destilační kolony byl asi 58,3 kPa.

Obsah isobutyraldehydu ve vrchním bočním proudu 8byl asi 99,6 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normál-ním butyraldehydovém spodním proudu 14 byl asi 0,7 % hmot-nostních; poměr koncentrace těžkých látek v přiváděnémproudu ke koncentraci těžkých látek ve spodním plynném boč-ním proudu 1 2 byl asi 36:1. Obsah těžkých látek v proudu 1 4byl v podstatě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkýchlátek z proudu 2 plus asi 0,04 % hmotnostní obsahu směsnéhoaldehydu v proudu 2. Příklad 3 Následující vypočtený experiment demonstruje předlo-žený vynález. 25 -

Podle výkresu asi S 596 kg za hodinu surového směs-ného normálního butyraldehydu a isobutyraldehydu obsahují-cího asi 0,2 % hmotnostní složek lehčích než isobutyralde-hyd a asi 2,6 % hmotnostního složek těžších než normálníbutyraldehyd se dávkuje jako proud 2 do 61 . teoretickéhopatra ode dna destilační kolony, která má 105 teoretickýchpater.

Lehké nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětve-ného aldehydu se odstraní z hlavy kolony, částečně konden-zují chladičem 15 a shromažSují ve sběrači 1 7. Určité množ-ství výsledného kapalného proddu se vrací do kolony pro re-flux jako proud 7; asi 109 kg za hodinu se odstraňuje zesystému jako vyplachovací proudy 3 a 6. Kapalný boční proudasi 930 kg za hodinu se odebírá ze 103. teoretického patraode dna kolony jako isobutyraldehydový produkt /proud 8/.

Plynný boční proud asi 3 266 kg za hodinu se odebíráze 3. teoretického patra ode dna kolony jako vysoce čistýnormální butyraldehydový produkt /proud 12/. Tento parníplynný proud prochází malým separátorem stržených látek/neznázorněným/ k odstranění jakékoli stržené kapaliny z plyn-ného proudu. Kapalný proud asi 4 291 kg za hodinu se odebí-rá ze dna kolony jako druhý vyčištěný normální bytyraldehy-dový produkt /proud 14/. Základní destilační teplota v koloně je asi 101 °Ca tlak na vrchu destilační kolony je asi 68,6 kPa.

Obsah isobutyraledhydu ve vrchním bočním proudu 8je asi 99,8 % hmotnostních; obsah těžkých látek v normálnímbutyraldehydovém spodním proudu 14 je asi 6,1 % hmotnostních;poměr koncentrace těžkých látek v dávkovaném proudu ke kon- - ίβ - centraci těžkých látek ve spodním plynném bočním proudu1 2 je asi 161:1. Obsah těžkých látek v proudu 14 js v pod-statě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkých látek « v proudu 2 plus asi 0,45 % hmotnostního obsahu směsného al- dehydu z proudu 2. Příklad 4 Následující vypočtený experiment demonstruje předlo-žený vynález. Podle výkresu asi 10 070 kg za hodinu surovésměsi normálního, a rozvětvených pentanalů obsahující asi0,1 % hmotnostního složek lehčích než rozvětvené pentanalya asi 0,3 % hmotnostního složek těžších než normální penta-nal, se vede jako proud 2 do 61. teoretického patra ode dnadestilační kolony mající 105 teoretických pater.

Lehké nečistoty spolu s určitým množstvím rozvětveného aldehydu se odstraní z hlavy kolony, částečně kondenzujíchladičem 15 a shromažáují ve sběrači 1 7. Určité množstvívýsledného kapalného proudu se vrací do kolony pro refluxjako proud asi 90,7 kg za hodinu se odebírá ze systémujako vyplachovací proudy J a 6.

Kapalný boční proud /proud 8/ asi 3 039 kg za hodinuse odebírá ze 103. teoretického patra ode dna kolony jakorozvětvený aldehydový produkt /v podstatě 2-methylbutyraldehyd/. Plynný boční proud asi 1 950 kg za hodinu se odebíráze 3. teoretického patra ode dna kolony jako vysoce čistýprodukt normálního pentanalů /proud 12/. Tento plynný proudprochází malým separátorem stržených látek /neznázorněným/pro odstranění jakékoli stržené kapaliny z plynného proudu. 27

Kapalný proud asi 4 990 kg za hodinu se odebírá ze dnakolony jako druhý vyčištěný normální pentanalový produkt/proud 14/. Základní destilační teplota v koloně je asi 129 °C,a tlak na vrchu destilační kolony je asi 68,6 kpa.

Obsah rozvětveného aldehydu ve vrchním bočnímproudu 8 je asi 99,8 % hmotnostních; obsah těžkých látekv normálním pentanalovém spodním proudu 14 je asi 0,7 %hmotnostních; poměr koncentrace těžkých látek v přívodnímproudu ke koncentraci těžkých látek ve spodním plynném boč-ním proudu 1 2 je asi 4:1. Obsah těžkých látek v proudu 1 4je v podstatě rovný asi 100 % hmotnostním z obsahu těžkýchlátek v proudu 2 plus asi 0,05 % hmotnostního obsahu směs-ných aldehydů v proudu 2. Různé modifikace a variace tohoto vynálezu budouzřejmé pracovníkům v oboru dosavadního stavu techniky a jetřeba rozumět, že takovéto modifikace a variace jsouv rozsahu této přihlášky vynálezu a v rozsahu a obsahu při-pojených patentových nároků.

Claims (7)

1. *». ‘-/Κι-s v .JU :·><3Μ acMfcáí 3*£ W·, Ρβ&amp;ΚΛ. 1, Žsíná 23 ’,\b 28 iiO / I,, n. s PATENTOVÉ NÁROKY ΧΛ,-i λ'Χ3^ ;' ,__2121 —ι 1 ι S IX 5 0 6 i’ (Γ;'α

   1. Způsob čištění kapalné surové aldehydové pro- dukční směsi obsahující v podstatě od asi 95 % do asi é 9 $ 99,5 % hmotnostních nerozvětvených a rozvětvených aldehy-dů vybraných ze skupiny zahrnující C^aldehydy a C^alde^y^”’·dy, vztaženo na celkovou hmotnost uvedené produkční směsi,přičmž zbytek sestává v podstatě z organických těžkých lá-tek, vyznačený tím, že se zavede tento kapalný surový alde-hydový produkční směsný výchozí materiál do destilační ko-lony a tento kapalný surový aldehydový produkt se destilujev této destilační koloně při základní teplotě od asi 1 °Cdo asi 35 °C nad normální teplotou varu nerozvětveného al-dehydu přítomného v tomto kapalném aldehydovém produkčnímsměsném výchozím materiálu tak, že se současně získá /i/ kapalný aldehydový produkční proud odebíraný z vrchu nebo u vrchu destilační kolony a sestávající v podsta-tě z vyčištěného rozvětveného aldehydu a /ii/ vytékaný aldehydový produkční proud sestávající v pod-statě z vyčištěného nerozvětveného aldehydu v množstvíne větším než asi 70 % hmotnostních z množství neroz-větveného aldehydu přítomného v kapalném surovém aldehy-dovém produkčním směsném výchozím materiálu a méně než33 % hmotnostních z množství organických těžkých látekpřítomných v tomto kapalném surovém aldehydovém produk-čním směsném výchozím materiálu a /iii/ přičemž zbývající vyčištěný kapalný aldehyd sestávajícív podstatě z nerozvětveného aldehydu se získává ze dnanebo u dna destilační kolony a množství organických - 29 - těžkých látek přítomných v tomto získaném vyčištěnémkapalném aldehydu je menší než asi 1 % hmotnostníz celkového množství aldehydu dávkovaného do destilač-ní kolony plus alespoň asi 67 % hmotnostních z množ- * ství organických těžkých látek přítomných v kapalné^surovém aldehydovém produkčním směsném výchozím * materiálu.
2. 2. Způsob podle bodu 1 vyznačený tím, že destilacese provádí při základní teplotě od asi 10 °C do asi 35 °Cnad normální tehLotou varu nerozvětveného aldehydu.
3. 3. Způsob podle hadu 2 vyznačený tím, že aldehydy surového aldehydového produkčního směsného výchozího mate-riálu jsou n-butanal a isobutanal.
4. 4. Způsob podle bodu 2 vyznačený tím, že aldehydy su-rového aldehydového produkčního směsného výchozího materiá-lu jsou n-pentanal a rozvětvené pentanaly. 1
5. 5. Způsob podle bodu 1 vyznačený tíůt, že destilacese provádí při vrcholovém tlaku od asi 6,36 kPa až 206 kPa.
6. 6. Způsob podle bodu 3 vyznačený tím, že destilacese provádí při vrcholovém tlaku od asi 6,86 kPa do 103 kPa.
7. 7. Způsob podle bodu 4 vyznačený tím, že destilacese provádí při vrcholovém tlaku od asi 6,86 kPa do 103 kPa. Zastupuje; JUsX Miloš~VšeXgoka--