DE10065466A1 - Verfahren zur Trennung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure - Google Patents

Verfahren zur Trennung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure

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Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure und Schwersiedern durch Extraktion mittels eines Lösungsmittels in einem Kreisverfahren, wobei der Raffinatstrom mit einem Großteil des Wassers einer Lösungsmittelstripperkolonne (11) zur Auskreisung des Wassers zugeführt wird und der Extraktstrom in eine Lösungsmitteldestillationskolonne (8) geleitet wird, aus der in einem ersten Schritt über Kopf eine Mischung (A), bestehend aus Wasser und Lösungsmittel, über dem Sumpf eine Mischung (B), bestehend aus Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern, abgetrennt wird, die Mischung (B) nach Abtrennung der Ameisensäure in Kolonne (29) unter Einsatz eines Hilfsstoffes in der Art einer Azeotropdestillation anschließend in einer Essigsäuredestillationskolonne in reine Essigsäure und Hochsieder aufgetrennt wird und die Mischung (A) einem Phasentrenner (25) zugeführt wird, wobei die entstehende wässrige Phase mit Restanteilen an Lösungsmittel der Lösungsmittelstripperkolonne (11), und die organische Phase dem Extraktor (7) zurückgeführt wird.

Description

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wäßrigen Reaktionsgemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure.
Bei der Herstellung von Essigsäure durch katalytische Oxidationsreaktionen von gesättigten und/oder ungesättigten Kohlenwasserstoffen wie beispielsweise der Gasphasenoxidation von C4-Kohlenwasserstoffen, fallen Produktströme an, die als Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure und Wasser in unterschiedlichen Zusammensetzungen enthalten.
Zur weiteren Aufarbeitung müssen diese Produktströme in ihre Einzelkomponenten getrennt werden. Eine destillative Trennung eines ternären Säure-Wasser Gemisches aus Essigsäure, Ameisensäure und Wasser in seine Reinkomponenten bereitet erhebliche Probleme, da das System neben dem binären Wasser- Ameisensäure-Maximumazeotrop zusätzlich ein ternäres Wasser- Ameisensäure-Essigsäure-Sattelazeotrop enthält.
Enthält ein derartiges Gemisch eine hohe Wasserkonzentration, so ergibt sich bei der destillativen Trennung ein enormer zusätzlicher Energiebedarf, da das gesamte Wasser als niedrigstsiedende Komponente über den Kopf einer Kolonne destilliert werden muß.
Hunsmann und Simmrock (Chemie-Ing.-Tech., 38, 1966) empfehlen zur Trennung von wäßrigen Gemischen mit einem Essigsäuregehalt von größer 60 Gew.-% und einem Ameisensäuregehalt von 5 Gew.-% die Anwendung der Azeotropdestillation zur Erleichterung der Trennung und zur Reduzierung der dabei benötigten Energie. Als Azeotropschleppmittel für die Entwässerung wird Ethyl-n- Butylether vorgeschlagen. Das Azeotrop aus Wasser und Schleppmittel siedet bei ca. 91°C und enthält etwa 10 Gew.-% Wasser. Das Schleppmittel Ethyl-n-Butylether bildet dabei kein Azeotrop mit Ameisensäure und Essigsäure.
In DE-A 12 04 214 wird zur Abtrennung von Ameisensäure die Azeotroprektifikation mit n-Butylchlorid als Schleppmittel empfohlen. Nachteilig an diesem Verfahren ist die Verwendung von chlorierten Kohlenwasserstoffen als Schleppmittel.
Aus US-A 5633402 ist ein Verfahren zur Trennung von binären Gemischen aus Ameisensäure und Essigsäure mittels Azeotropdestillation bekannt. Als Schleppmittel für die Ameisensäure wird dabei Methylformiat verwendet. Eine Abtrennung von Wasser wird in diesem Verfahren nicht beschrieben.
Aus DE-A 44 26 132, EP-A 0635474, DE-A 196 10 356 (US-A 5662780), sind verschiedene Verfahren zur Reinigung und zur Entwässerung von Essigsäure mittels Azeotropen mit unterschiedlichen Schleppmitteln bekannt. Keines dieser Verfahren beschreibt jedoch die Entwässerung eines Gemisches aus Essigsäure und Ameisensäure.
Aus US-A 5173156, US-A 5006205, US-A 4877490 und US-A 4935100 sind Verfahren zur Entwässerung von Ameisensäure mittels Extraktivrektifikation bekannt. Dabei werden als Schleppmittel beispielsweise Cyclohexanon, Oxalsäure, Decansäure und Methylsalicylat genannt.
EP-A 156309 (CA-A 1238919) und EP-A 12321 (US-A 4262140) beschreiben die Entwässerung von Ameisensäure über Extraktivrektifikation mit Carboxamiden als Hilfsstoffe. Keines dieser Verfahren beschreibt jedoch die Entwässerung eines Gemisches aus Essigsäure und Ameisensäure.
Aus dem "Process Economics Program" Report No. 37A (1973) des Stanford Research Institute ist ein Verfahren zur Trennung eines wässrigen Gemisches aus etwa 42 Gew.-% Essigsäure und 2 Gew.-% Ameisensäure bekannt. Das wäßrige Gemisch wird dabei durch Gegenstromextraktion mit Diisopropylether aufkonzentriert. In der Entwässerungs- und Lösungsmittelrückgewinnungskolonne wird das Wasser als Azeotrop aus Wasser und Diisopropylether über Kopf abdestilliert. Das Sumpfprodukt, ein Gemisch aus Essigsäure und Ameisensäure mit ca. 0,12 Gew.-% Wasser wird durch Azeotroprektifikation weiter aufgetrennt. Als Schleppmittel für die Ameisensäure wird Benzol verwendet. Von großem Nachteil an diesem Verfahren ist die geringe Qualität der abgetrennten Ameisensäure, die noch ca. 1 Gew.-% Essigsäure, ca. 2 Gew.-% Wasser und ca. 7 Gew.-% Benzol enthält. Die Verwendung von Benzol in diesem Verfahren und der Restgehalt an Benzol in der Ameisensäure machen dieses Verfahren jedoch unattraktiv.
Aus DE-A 199 34 410 und DE-A 199 34 411 sind Verfahren zur Trennung und Reinigung von wässrigen Gemischen aus den Komponenten Essigsäure und Ameisensäure bekannt. Diese Verfahren beschreiben die Trennung und Reinigung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure und Schwersiedern durch Extraktion, mittels eines Lösungsmittels in einem Kreisverfahren, wobei der Raffinatstrom mit einem Großteil des Wassers einer Lösungsmittelstripperkolonne zur Auskreisung des Wassers zugeführt wird und der Extraktstrom in eine Lösungsmitteldestillationskolonne geleitet wird, aus der über Kopf eine Mischung, bestehend aus Wasser und Lösungsmittel, über den Sumpf eine Mischung bestehend aus Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern abgetrennt wird und nach Abtrennung der Ameisensäure anschließend in einer Essigsäuredestillationskolonne reine Essigsäure und Hochsieder abgetrennt werden. Diese Verfahren haben den großen Nachteil, dass sie zu ihrer Durchführung sehr teure Apparate aus Sondermaterialien (Hastalloy C4, Titan, Titan/Palladium, Zirkon) benötigen um Korrossion durch die hohen Säurekonzentrationen zu vermeiden. Dadurch wird die Wirschaftlichkeit dieser Verfahren aufgrund hoher Invstitionskosten gemindert.
Alle im Stand der Technik bekannten Verfahren sind entweder nur dazu geeignet binäre Mischungen wie Essigsäure/Wasser, Ameisensäure/Wasser, und Essigsäure/Ameisensäure zufriedenstellend zu trennen, oder nur für wässrige Säuregemische wirtschaftlich anwendbar, in denen eine hohe Konzentration an Säure (< 60 Gew.-%) vorliegt. Weiterhin sind einige der bekannten Verfahren durch Ihren Einsatz von Benzol oder chlorierten Kohlenwasserstoffen nach heutigen Sicherheits- und Umweltgesichtspunkten nicht mehr akzeptabel, oder durch zu hohe Investkosten bei der Ausgestaltung der Anlagen nicht wirtschaftlich.
Es bestand daher die Aufgabe ein Verfahren zur Trennung eines ternären, wässrigen Gemisches aus Säuren in seine Reinkomponenten bereitzustellen, dass die im Stand der Technik genannten Nachteile nicht besitzt.
Es wurde nun gefunden, dass die Trennung und Reinigung eines Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure, Wasser und Hochsiedern (im weiteren Rohsäure genannt) durch Extraktion in einem Kreisverfahren mittels eines Lösungsmittels um den Wassergehalt zu verringern und anschließend der Extraktstrom, überwiegend bestehend aus Lösungsmittel, Essigsäure, Ameisensäure, Hochsiedern und Wasser, in einer Folge von Destillationsschritten in die Bestandteile Lösungsmittel, das zur Extraktion zurückgeführt wird, Wasser, Ameisensäure, Essigsäure und Hochsieder aufgetrennt wird, und der Raffinatstrom in einem weiteren Destillationsschritt mittels einer Lösungsmittelstripperkolonne vom Lösungsmittel befreit wird, besonders gut durchführbar ist, wenn das Abtrennen der Ameisensäure unter Einsatz eines Hilfsstoffes in der Art einer Azeotropdestillation erfolgt.
Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure und Schwersiedern durch Extraktion, mittels eines Lösungsmittels in einem Kreisverfahren, wobei der Raffinatstrom mit einem Großteil des Wassers einer Lösungsmittelstripperkolonne (11) zur Auskreisung des Wassers zugeführt wird und der Extraktstrom in eine Lösungsmitteldestillationskolonne (8) geleitet wird, aus der in einem ersten Schritt über Kopf eine Mischung (A), bestehend aus Wasser und Lösungsmittel, über den Sumpf eine Mischung (B) bestehend aus Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern abgetrennt wird, die Mischung (B) nach Abtrennung der Ameisensäure in Kolonne (29) unter Einsatz eines Hilfsstoffes in der Art einer Azeotropdestillation anschließend in einer Essigsäuredestillationskolonne in reine Essigsäure und Hochsieder aufgetrennt wird, und die Mischung (A) einem Phasentrenner (25) zugeführt wird, wobei die entstehende wässrige Phase mit Restanteilen an Lösungsmittel der Lösungsmittelstripperkolonne (11), und die organische Phase dem Extraktor (7) zurückgeführt wird.
In der ersten Stufe (Extraktion) des erfindungsgemäßen Verfahrens (Fig. 1) wird die eingesetzte Rohsäure, bestehend aus wechselnden Anteilen von Essigsäure, Ameisensäure, Wasser und Schwersiedern einem Extraktor (7) zugeführt und mit einem Lösungsmittel kontaktiert. Der Extraktor (7) kann dabei einstufig oder bevorzugt mehrstufig aufgebaut sein. Der Lösungsmittelstrom kann in diesem Verfahren in Richtung des Stroms der Rohsäure gerichtet sein oder bevorzugt im Gegenstrom zur Rohsäure ausgelegt sein. Als Lösungsmittel können dabei Ether, Ester, Ketone, Alkohole, Kohlenwasserstoffe und deren Mischungen, bevorzugt Ether und Ester mit 4 bis 7 Kohlenstoffatomen, besonders bevorzugt Methyltertiärbutylether, Diisopropylether, Di-n-propylether, Ethylbutylether, Ethylacetat und Isopropylacetat, in einem Mischungsverhältnis zur Rohsäure (Volumen/Volumen) zwischen dem 0,5 bis 20-fachen, bevorzugt 1 bis 5-fachen, besonders bevorzugt 1,5 bis 3,5-fachen (Verhältnis Volumen/Volumen) verwendet werden. Die Extraktion kann in einem Temperatur und Druckbereich stattfinden in dem das Extraktionslösungsmittel und die Rohsäure in flüssiger Form und als getrennte Phasen d. h. mit einer Mischungslücke vorliegen. Bevorzugt ist ein Temperaturbereich von 0°C bis 60°C und ein Druckbereich von 1.10^5 bis 20.10^5 Pa
Das aus dem Extraktor (7) erhaltene Raffinat wird über Leitung (15) der Lösungsmittelstripperkolonne (11) zugeführt, wo über den Sumpf über Leitung (13) reines Wasser entnommen wird. Das Kopfprodukt der Lösungsmittelstripperkolonne wird einem Phasentrenner (9) zugeführt. Die dort anfallende wässrige Phase geht über Leitung (10) in den Kopf der Lösungsmittelstripperkolonne (11) zurück, die anfallende organische Phase wird über Leitung (14) dem Extraktor (7) zurückgeführt. Alternativ zu einem eigenen Phasentrenner (9) am Kopf dieser Kolonne (11) kann das Kopfprodukt dieser Kolonne auch in den Phasentrenner (25) am Kopf der Lösungsmittelrückgewinnungskolonne (8) eingespeist werden (Fig. 1a).
Das aus dem Extraktor (7) abgezogene Extrakt, enthaltend wechselnde Anteile an Lösungsmittel, Essigsäure, Ameisensäure, Wasser und Schwersieder wird vom Extraktor in eine Lösungsmitteldestillationskolonne (8) eingeleitet.
Die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) kann unter Normaldruck, bevorzugt unter erhöhtem Druck betrieben werden.
Die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) wird dabei vorzugsweise unter einem Druck von 1.105 bis 50.105 Pa, bevorzugt 1.105 bis 25.105, besonders bevorzugt 1.105 bis 5.105 Pa betrieben.
In dieser Kolonne wird das Extrakt durch Destillation in zwei Teilströme aufgeteilt. Ein Teilstrom (Mischung (A)), bestehend aus einem Gemisch aus Lösungsmittel und Wasser wird dabei über Kopf der Kolonne entnommen und einem Phasentrenner (25) zugeführt. Die wässrige Phase mit Restanteilen an Lösungsmittel wird über Leitung (26) abgetrennt, und der Lösungsmittelstripperkolonne (11), bevorzugt an der Einspeisestelle des Raffinats, zugeführt. Die organische Phase wird über Leitung (27) entnommen und dem Extraktor (7) zurückgeführt.
Der zweite aus Kolonne (8) erhaltene Teilstrom (Mischung (B)), bestehend aus den Komponenten Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern, wird aus der Lösungsmitteldestillationskolonne (8) über den Sumpf abgezogen und einer zwischengeschalteten Destillationskolonne (29) eingeleitet. Die Kolonne (29) wird unter einem Druck von 1.105 bis 50.105 Pa, bevorzugt 1.105 bis 25.105 Pa, besonders bevorzugt 1.105 bis 5.105 Pa betrieben. In dieser Kolonne (29) wird mit einem Hilfsstoff der mit den Gemischkomponenten ein leichtsiedendes Hetero-Azeotrop bildet über Kopf ein Gemisch aus Hilfsstoff, Wasser, Ameisensäure, über Leitung (19) entnommen und einem Phasentrennbehälter (40) zugeführt. Die säurearme organische Phase wird als Rücklauf über Leitung (41) zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt. Die säurereiche Phase wird geteilt und ein Teil als Rücklauf über Leitung (42) zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt und der andere Teil über Leitung (43) einer Strippkolonne (45) zugeführt, wobei auf die Rückführung eines Teiles dieses Stromes in die Kolonne (29) auch verzichtet werden kann. In der Strippkolonne (45) wird über den Sumpf eine leichtsiederfreie Ameisensäure abgeführt. Das Kopfprodukt der Strippkolonne (45) wird über Leitung (46) zum Phasentrennbehälter (40) zurückgeführt.
Über den Sumpf der Kolonne (29) wird ein ameisensäurefreies Gemisch aus Essigsäure und Hochsiedern entnommen und über Leitung (31) einer Essigsäuredestillationskolonne (5) zugeführt, in der die Auftrennung des Reststroms in reine Essigsäure und Schwersiedern erfolgt. Die Essigsäure wird am Kopf über Leitung (17) abgezogen und die Schwersieder werden am Kolonnensumpf über Leitung (18) abgetrennt.
Die speziellen Vorteile dieses Verfahrens sind die besonders niedrigen Anlagenkosten, da wenige einfache Apparate benötigt werden und diese Apparate aufgrund der milden Bedingungen aus kostengünstigen Materialien hergestellt werden können, sowie der geringe Energieaufwand zur Trennung.
Als Hilfsstoffe für die Azeotroprektifikation in der Kolonne (29) eignen sich alle Verbindungen die zumindest mit Ameisensäure, nicht aber mit Essigsäure, ein niedrigsiedendes Azeotrop bilden, das sich nach der Kondensation in eine säurearme und eine säurereiche Phase trennt. Bevorzugte Hilfsstoffe sind Kohlenwasserstoffe und Kohlenwasserstoffmischungen mit 4 bis 8 Kohlenstoffatomen, besonders bevorzugt gesättigte Kohlenwasserstoffe und Kohlenwasserstoffmischungen im Siedebereich von -10°C bis 65°C (bei 1.10^5 Pa), z. B. i-Butan, 2,2-Dimethylpropan, Cyclopentan, 2,3-Dimethylbutan; 2-Methylpentan, 3-Methylpentan.
In einer besonderen Ausführungsform des Verfahrens (Fig. 2) wird der zweite aus der Kolonne (8) erhaltene Teilstrom (Mischung (B)), bestehend aus den Komponenten Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern, einer zwischengeschalteten Destillationskolonne (29) zugeführt. Die Kolonne (29) wird unter einem Druck von 1.105 bis 50.105 Pa, bevorzugt 1.105 bis 25.105 Pa, besonders bevorzugt 1.105 bis 5.105 Pa betrieben. In dieser Kolonne (29) wird mit einem Hilfsstoff der mit den Gemischkomponenten ein leichtsiedendes Hetero-Azeotrop bildet über Kopf ein Gemisch aus Hilfsstoff, Wasser, Ameisensäure, Essigsäure über Leitung (19) entnommen und einem Phasentrennbehälter (40) zugeführt. Die säurearme organische Phase wird als Rücklauf über Leitung (41) zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt. Die säurereiche wässrige Phase wird über Leitung (43) einer Strippkolonne (45) zugeführt, wobei auch ein Teil dieses Stromes über Leitung (42) zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt werden kann. In der Strippkolonne (45) wird über den Sumpf eine leichtsiederfreie Ameisensäure/Essigsäuremischung abgeführt und über Leitung (44) der Ameisensäurereinkolonne (33) zugeführt. Das Kopfprodukt der Strippkolonne (45) wird über Leitung (46) zum Phasentrenn­ behälter (40) zurückgeführt. Die Ameisensäurereinkolonne (33) wird dabei bevorzugt mit einem niedrigerem Druck betrieben als die zwischengeschaltete Destillationskolonne (29). Die Druckdifferenz zwischen Kolonne (33) und Kolonne (29) beträgt dabei bevorzugt 0,1.105 Pa bis 10.105 Pa. In der Ameisensäurereindestillationskolonne (33) wird der Produktstrom in reine Ameisensäure über Leitung (34) als Kopfprodukt und ein gemischtes Sumpfprodukt enthaltend, Essigsäure, Ameisensäure und Wasser aufgetrennt. Dieses Sumpfprodukt wird über Leitung (32) zum Eingang des Extraktors (7) für die wässrige Phase oder eine andere Einspeisestelle des Extraktors (7) zurückgeführt. Über den Sumpf der Kolonne (29) wird ein ameisensäurefreies Gemisch aus Essigsäure und Hochsiedern entnommen und über Leitung (31) einer Essigsäuredestillationskolonne (5) zugeführt, in der die Auftrennung des Reststroms in reine Essigsäure und Schwersiedern erfolgt. Die Essigsäure wird am Kopf über Leitung (17) abgezogen und die Schwersieder werden am Kolonnensumpf über Leitung (18) abgetrennt.
Von großem Vorteil bei dieser Verfahrensausführung ist es, dass mit geringem Aufwand Ameisensäure höchster Qualität gewonnen wird, da in Kolonne (45) nochmals Leichtsieder entfernt werden und in Kolonne (33) Ameisensäure als Kopfprodukt gewonnen wird.
Als Hilfsstoffe für die Azeotroprektifikation in der Kolonne (29) eignen sich alle Verbindungen die mit den Gemischkomponenten ein niedrigsiedendes Azeotrop bilden, das sich nach der Kondensation in eine säurearme und eine säurereiche Phase trennt. Bevorzugte Hilfsstoffe sind Ether, Ester, Ketone, Kohlenwasserstoffe, Halogenkohlenwasserstoffe mit 4 bis 8 Kohlenstoffatomen und deren Mischungen, besonders bevorzugt gesättigte Kohlenwasserstoffe im Siedebereich von - 10°C bis 65°C (bei 1.10^5 Pa), z. B. i-Butan, 2,2-Dimethylpropan, Cyclopentan, 2,3-Dimethylbutan, 2-Methylpentan, 3-Methylpentan.
Der Raffinatstrom (15) aus dem Extraktor (7) und die wässrige Phase (26) aus dem Phasentrenngefäß (25) werden der Lösungsmittelstripperkolonne (11) zugeführt. Am Sumpf dieser Kolonne wird über Leitung (13) reines Wasser abgezogen. Das Kopfprodukt dieser Kolonne wird dem Phasentrenner (9) zugeführt. Die dort anfallende organische Phase wird dem Extraktors (7) zurückgeführt, die wässrige Phase wird über Leitung (10) in den Kopf der Stripperkolonne (11) eingespeist. Alternativ zu einem eigenen Phasentrenner (9) am Kopf der Kolonne (11) kann das Kopfprodukt dieser Kolonne auch in den Phasentrenner (25) am Kopf der Lösungsmittelrückgewinnungskolonne (8) eingespeist werden (Fig. 2a).
In den folgenden Beispielen wird das erfindungsgemäße Verfahren unter Bezug auf die Abbildungen näher erläutert:
Beispiel 1
In einer Vorrichtung nach Ausführungsform Fig. 2 wurde dem Extraktor (7) (Gegenstromextraktionskolonne mit stationärer Edelstahlpackung, organische Phase dispergiert) über Leitung (6) ein Rohsäurestrom bestehend aus 13,95 kg/h Essigsäure, 2,85 kg/h Ameisensäure, 33,2 kg/h Wasser und 0,3 kg/h Hochsieder zugeführt. Über Leitung (27) und Leitung (14) wurde dem Extraktor (7) in stationären Zustand ein Lösungsmittelrückstrom enthaltend 198 kg/h Di-iso-Propylether (DIPE) und 1,8 kg/h Wasser zugeführt. Der den Extraktor (7) verlassende Extraktstrom setzte sich aus 198 kg/h DIPE, 13,65 kg/h Essigsäure, 4,7 kg/h Wasser, 2,85 kg/h Ameisensäure und 0,3 kg/h Hochsieder zusammen. Der den Extraktor (7) über Leitung (15) verlassende Raffinatstrom setzte sich aus 30,2 kg/h Wasser, 0,24 kg/h DIPE, 0,3 kg/h Essigsäure und 0,05 kg/h Ameisensäure zusammen.
Die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) und die Destillationskolonne (29) wurden bei einem Druck von 1.105 Pa betrieben. Die Stripperkolonne (45) wurden bei einem Druck von 0,25.105 Pa betrieben. Die Reinessigsäuredestillationskolonne (5) und Stripperkolonne (11) wurden bei einem Druck von 1.105 Pa betrieben
Am Sumpf der Lösungsmittelkolonne (8) wurde über Leitung (28) bei einer Temperatur von 113°C ein Strom, bestehend aus 13,65 kg/h Essigsäure, 2,85 kg/h Ameisensäure und 0,3 kg/h Hochsieder abgeführt. Aus dem Kopf der Kolonne (8) wurde ein Strom, bestehend aus 223 kg/h DIPE und 4,95 kg/h Wasser entnommen und über Leitung (24) dem Phasentrenner (25) zugeführt.
Am Sumpf der Destillationskolonne (29) wurde bei einer Temperatur von 119°C ein Strom enthaltend 13,5 kg/h Essigsäure und 0,3 kg/h Hochsieder über Leitung (31) entnommen. Am Sumpf der Essigsäurereinkolonne (5) wurde bei einer Temperatur von 131°C über Leitung (18) ein Strom enthaltend 0,2 kg/h Essigsäure und 0,3 kg/h Hochsieder entnommen.
Aus dem Phasentrennbehälter (40) wurde über Leitung (41) ein Strom der leichtere Phase bestehen aus 98 kg/h Cyclopentan 0,4 kg/h Essigsäure und 1,1 kg/h Ameisensäure zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt. Ein Teiltrom der schweren Phase aus dem Trennbehälter (40) bestehend aus 0,1 kg/h Cyclopentan, 0,1 kg/h Essigsäure und 9,9 kg/h Ameisensäure wurde über Leitung (42) zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeleitet. Ein Teilstrom, bestehend aus 0,04 kg/h Cyclopentan, 0,04 kg/h Essigsäure und 3,73 kg/h Ameisensäure wurde über Leitung (43) zur Stripperkolonne (45) geleitet. Aus dem Sumpf der Stripperkolonne (45) wurde bei 62°C ein Strom bestehend aus 2,8 kg/h Ameisensäure und 0,03 kg/h Essigsäure entnommen.
Der Wasserabstrom über Leitung (13) aus dem Sumpf der Lösungsmittelstripperkolonne (11) enthielt 33,2 kg/h Wasser, 0,31 kg/h Essigsäure und 0,06 kg/h Ameisensäure.
Um die Rohsäuremischung in 2,83 kg/h an 99 Gew.-%iger Ameisensäure, 13,3 kg/h an 99,99 Gew-%iger Essigsäure und 33,2 kg/h an 99 Gew-%igem Wasser aufzutrennen, wurde ohne Feedvorwärmung vor den Destillationskolonnen folgender Energieeinsatz benötigt:
Sumpfheizung Lösungsmitteldestillationskolonne (8): 21,3 kW
Sumpfheizung Trennkolonne (29): 11,5 kW
Lösungsmittelstripperkolonne (45): 1,1 kW
Sumpfheizung Essigsäurereinkolonne (5): 6,5 kW
Sumpfheizung Lösungsmittelstripperkolonne (11): 4 kW
Die Summe von 44,4 kW entspricht 2,75 kW pro kg Säure
Die Kopftemperatur der Trennkolonne betrug 38°C, die maximale Ameisensäurekonzentration in der Trennkolonne (29) betrug < 20 Gew.-%
Beispiel 2
In einer Vorrichtung nach Ausführungsform Fig. 2 wurde dem Extraktor (7) (Gegenstromextraktionskolonne mit stationärer Edelstahlpackung, organische Phase dispergiert) über Leitung (6) ein Rohsäurestrom bestehend aus 13,65 kg/h Essigsäure, 2,85 kg/h Ameisensäure, 33,2 kg/h Wasser und 0,3 kg/h Hochsieder zugeführt. Über Leitung (27) und Leitung (14) wurde dem Extraktor (7) in stationären Zustand ein Lösungsmittelrückstrom enthaltend 198 kg/h Di-iso-Propylether (DIPE) und 1,8 kg/h Wasser zugeführt. Der den Extraktor (7) verlassende Extraktstrom setzte sich aus 198 kg/h DIPE, 14 kg/h Essigsäure, 5,3 kg/h Wasser, 4,4 kg/h Ameisensäure und 0,3 kg/h Hochsieder zusammen. Der den Extraktor (7) über Leitung (15) verlassende Raffinatstrom setzte sich aus 29,7 kg/h Wasser, 0,24 kg/h DIPE, 0,31 kg/h Essigsäure und 0,05 kg/h Ameisensäure zusammen.
Die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) und die Destillationskolonne (29) wurden bei einem Druck von 1.105 Pa betrieben. Die Ameisensäurereinkolonne (33) und Stripperkolonne (45) wurden bei einem Druck von 0,25.105 Pa betrieben. Die Reinessigsäuredestillationskolonne (5) und Stripperkolonne (11) wurden bei einem Druck von 1.105 Pa betrieben
Am Sumpf der Lösungsmittelkolonne (8) wurde über Leitung (28) bei einer Temperatur von 113°C ein Strom, bestehend aus 13,1 kg/h Essigsäure, 3,1 kg/h Ameisensäure und 0,3 kg/h Hochsieder abgeführt. Aus dem Phasentrenner (25), der über Leitung (24) mit Kopf der Kolonne (8) verbunden war, wurde eine organische Phase über Leitung (27), enthaltend 200 kg/h DIPE, 0,6 kg/h Essigsäure, 0,1 kg/h Ameisensäure und 1,9 kg/h Wasser zum Lösungsmitteleingang des Extraktors (7) zurückgeführt. Der Abstrom der wässriger Phase über Leitung (26) setzte sich aus 0,03 kg/h Essigsäure, 0,01 kg/h Ameisensäure, 2,8 kg/h Wasser und 0,02 kg/h DIPE zusammen.
Am Sumpf der Destillationskolonne (29) wurde bei einer Temperatur von 119°C ein Strom enthaltend 14 kg/h Essigsäure und 0,3 kg/h Hochsieder über Leitung (31) entnommen. Am Sumpf der Essigsäurereinkolonne (5) wurde bei einer Temperatur von 131°C über Leitung (18) ein Strom enthaltend 0,2 kg/h Essigsäure und 0,3 kg/h Hochsieder entnommen.
Aus dem Phasentrennbehälter (40) wurde über Leitung (41) ein Strom der leichtere Phase bestehen aus 98 kg/h Cyclopentan 0,6 kg/h Essigsäure und 1,2 kg/h Ameisensäure zum Kopf der Kolonne (29) zurückgeführt. Ein Strom der schweren Phase aus dem Trennbehälter (40) bestehend aus 0,08 kg/h Cyclopentan, 0,4 kg/h Essigsäure und 5,8 kg/h Ameisensäure wurde über Leitung (43) zur Stripperkolonne (45) geleitet. Aus dem Sumpf der Stripperkolonne (45) wurde bei 61,6°C ein Strom bestehend aus 5,6 kg/h Ameisensäure und 0,9 kg/h Essigsäure entnommen und über Leitung (44) in die Ameisensäurereinkolonne (33) transferiert.
Der Abstrom aus dem Kopf der Ameisensäurereinkolonne (33) über Leitung (34) betrug 2,8 kg/h Ameisensäure. Über Leitung (32) wurden aus dem Sumpf der Ameisensäurereinkolonne (33) bei einer Temperatur von 63,2°C ein Strom bestehend aus 0,3 kg/h Essigsäure und 1,6 kg/h Ameisensäure zum Eingang des Extraktors (7) für die wässrige Phase zurückgeführt.
Der Wasserabstrom über Leitung (13) aus dem Sumpf der Lösungsmittelstripperkolonne (11) enthielt 33,2 kg/h Wasser, 0,33 kg/h Essigsäure und 0,06 kg/h Ameisensäure. Der Rückstrom an organischer Phase über Leitung (14) aus dem Phasentrenngefäß (9) des Lösungsmittelstrippers (11) zum Lösungsmitteleingang des Extraktors (7) setzte sich aus 0,28 kg/h DIPE zusammen.
Um die Rohsäuremischung in 2,8 kg/h an 99,99 Gew.-%iger Ameisensäure, 13,4 kg/h an 99,99 Gew-%iger Essigsäure und 33,6 kg/h an 98,8 Gew-%igem Wasser aufzutrennen wurde ohne Feedvorwärmung vor den Destillationskolonnen folgender Energieeinsatz benötigt:
Sumpfheizung Lösungsmitteldestillationskolonne (8): 20,3 kW
Sumpfheizung Trennkolonne (29): 4 kW
Lösungsmittelstripperkolonne (45): 0,8 kW
Sumpfheizung Ameisensäurereinkolonne (33): 3,4 kW
Sumpfheizung Essigsäurereinkolonne (5): 6,5 kW
Sumpfheizung Lösuhgsmittelstripperkolonne (11): 4 kW
Die Summe von 39 kW entspricht 2,6 kW pro kg Säure
Die Kopftemperatur der Trennkolonne betrug 37°C, die maximale Ameisensäurekonzentration in der Trennkolonne (29) betrug < 20 Gew.-%
Vergleichsbeispiel 1: (analog DE-A 199 34 410)
Um einen Rohsäurestrom, bestehend aus 12,9 kg/h Essigsäure, 2,6 kg/h Ameisensäure, 48,4 kg/h Wasser und 0,8 kg/h Hochsieder in 2,4 kg/h an 99,9 Gew.-%iger Ameisensäure, 12,5 kg/h an 99,9 Gew-%iger Essigsäure und 49,6 kg/h an 97,5 Gew-%igem Wasser aufzutrennen wurde ohne Feedvorwärmung vor den Destillationskolonnen folgender Energieeinsatz benötigt:
Sumpfheizung Lösungsmitteldestillationskolonne (8): 20,5 kW
Sumpfheizung Trennkolonne (29): 10 kW
Sumpfheizung Ameisensäurereinkolonne (33): 5 kW
Sumpfheizung Essigsäurereinkolonne (5): 3,4 kW
Sumpfheizung Lösungsmittelstripperkolonne (11): 4 kW
Die Summe von 43 kW entspricht 2,87 kW pro kg Säure
Die Kopftemperatur der Trennkolonne betrug 138°C, die maximale Ameisensäurekonzentration in der Trennkolonne (29) betrug < 70 Gew.-%
Während unter den sehr korrosiven Bedingungen des Vergleichsbeispieles (Kombination von hoher Temperatur und hoher Ameisensäurekonzentration) teure Sondermaterialien für die Trennkolonne (29) benötigt werden, kommen die beiden erfindungsgemäsen Beispiele in diesem besonders beanspruchten Bereich mit gewöhnlichen Edelstählen (z. B. 1.4571L) als Werkstoff aus.

Claims (18)

1. Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure, Ameisensäure und Schwersiedern durch Extraktion, mittels eines Lösungsmittels in einem Kreisverfahren, wobei der Raffinatstrom mit einem Großteil des Wassers einer Lösungsmittelstripperkolonne (11) zur Auskreisung des Wassers zugeführt wird und der Extraktstrom in eine Lösungsmitteldestillationskolonne (8) geleitet wird, aus der in einem ersten Schritt über Kopf eine Mischung (A), bestehend aus Wasser und Lösungsmittel, über den Sumpf eine Mischung (B) bestehend aus Essigsäure, Ameisensäure und Hochsiedern abgetrennt wird, die Mischung (B) nach Abtrennung der Ameisensäure in Kolonne (29) unter Einsatz eines Hilfsstoffes in der Art einer Azeotropdestillation anschließend in einer Essigsäuredestillationskolonne in reine Essigsäure und Hochsieder aufgetrennt wird, und die Mischung (A) einem Phasentrenner (25) zugeführt wird, wobei die entstehende wässrige Phase mit Restanteilen an Lösungsmittel der Lösungsmittelstripperkolonne (11), und die organische Phase dem Extraktor (7) zurückgeführt wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass als Hilfsstoff zur Abtrennung der Ameisensäure ein gesättigter Kohlenwasserstoff oder eine Mischung gesättigter Kohlenwasserstoffe im Siedebereich von -10°C bis 65°C bei 1.105 Pa verwendet wird.
3. Verfahren nach Anspruch 1 bis 2, dadurch gekennzeichnet, dass vom Kopfkondensat der Kolonne (29) neben der leichten Kohlenwasserstoffphase auch ein Teil der schweren Phase zurückgeführt wird.
4. Verfahren nach Anspruch 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass die Stripperkolonne (45) bei einem Druck von 0,1.105 Pa bis 10.105 Pa betrieben wird.
5. Verfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) unter Normaldruck betrieben wird.
6. Verfahren nach Anspruch 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Lösungsmitteldestillationskolonne (8) unter erhöhtem Druck zwischen 1.105 und 50.105 Pa betrieben wird.
7. Verfahren nach Anspruch 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass der Extraktor ein- oder mehrstufig betrieben wird.
8. Verfahren nach Anspruch 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass der Lösungsmittelkreislauf im Extraktor im Gegenstrom zur Rohsäure verläuft.
9. Verfahren nach Anspruch 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass als Lösungsmittel eine oder mehrere Verbindungen aus der Gruppe umfassend Ether, Ester, Ketone, Kohlenwasserstoffe und Alkohole eingesetzt werden.
10. Verfahren nach Anspruch 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass als Lösungsmittel eine oder mehrere Verbindungen aus der Gruppe umfassend Methyltertiärbutylether, Diisopropylether, Di-n-propylether, Ethylbutylether, Ethylacetat und Isopropylacetat verwendet werden.
11. Verfahren nach Anspruch 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass die Extraktion bei Temperaturen von 0°C bis 60°C und Drücken von 1.105 bis 20.105 Pa durchgeführt wird.
12. Verfahren nach Anspruch 1 bis 11, dadurch gekennzeichnet, dass das Lösungsmittel in einem Mischungsverhältnis zur Rohsäure (Volumen/Volumen) zwischen dem 0,5 und 20-fachen liegt.
13. Verfahren nach Anspruch 1 bis 12, dadurch gekennzeichnet, dass die zwischengeschaltete Destillationskolonne (29) bei einem Druck von 1.105 Pa bis 50.105 Pa betrieben wird.
14. Verfahren nach Anspruch 1 bis 13, dadurch gekennzeichnet, dass die Lösungsmitteldestillatiotiskolonne (8) so betrieben wird, daß noch geringe Mengen an Wasser im Produktstrom verbleiben.
15. Verfahren nach Anspruch 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, dass die Mischung (B), bestehend aus den Komponenten Essigsäure, Ameisensäure, Schwersiedern und Wasserresten in einer zwischengeschalteten Destillationskolonne (29) unter Einsatz eines Hilfsstoffes in ein ameisensäurefreies Sumfprodukt, enthaltend Essigsäure und Schwersieder und in ein gemischtes Kopfprodukt enthaltend Ameisensäure, Wasser und geringe Mengen Essigsäure aufgetrennt wird, wobei das Sumpfprodukt aus Kolonne (29) in einer nachgeschalteten Essigsäuredestillationskolonne (5) in reine Essigsäure und Schwersieder aufgetrennt wird und die ameisensäurereiche Phase des Kopfproduktes aus Kolonne (29) einer Strippkolonne (45) zur Entfernung des Hilfsstoffes und anschließend einer Ameisensäurereindestillationskolonne (33) zugeführt wird, wo es in reine Ameisensäure als Kopfprodukt und ein gemischtes Sumpfprodukt enthaltend, Essigsäure, Ameisensäure und Wasser aufgetrennt wird, welches dem Eingang des Extraktors für die wässrige Phase oder einer anderen Einspeisestelle des Extraktors (7) zurückgeführt wird.
16. Verfahren nach Anspruch 1 bis 15, dadurch gekennzeichnet, dass als Hilfsstoff eine Verbindungen aus den Klassen Ether, Ester, Ketone, Kohlenwasserstoffe, Halogenkohlenwasserstoffe und deren Mischungen, bevorzugt Kohlenwasserstoffe und Halogenkohlenwasserstoffe und deren Mischungen mit 4 bis 8 Kohlenstoffatomen verwendet werden.
17. Verfahren nach Anspruch 1 bis 16, dadurch gekennzeichnet, dass die Ameisensäurereindestillationskolonne (33) bei einem um 0,1.105 bis 10.105 Pa niedrigeren Druck als die zwischengeschaltete Destillationskolonne (29) betrieben wird.
18. Verfahren nach Anspruch 1 bis 17, dadurch gekennzeichnet, dass die Reaktionswärme der vorgeschalteten Reaktion zur Beheizung einer oder mehrerer der Kolonnen umfassend, die Lösungsmitteldestillationskolonne (8), die Destillationskolonne (29), die Strippkolonne (45), die Strippkolonne (11), die Essigsäuredestillationskolonne (5) und die Ameisensäuredestillationskolonne (33), verwendet wird.
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6884909B2 (en) 2001-12-06 2005-04-26 Consortium für elektrochemische Industrie GmbH Process for preparing saturated carboxylic acids having from one to four carbon atoms by gas-phase oxidation of 2-butanone
DE102007011847A1 (de) 2007-03-12 2008-09-18 Wacker Chemie Ag Verfahren zur Herstellung von Essig- und Ameisensäure durch Gasphasenoxidation von Ethanol

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FI121541B (fi) 2008-04-21 2010-12-31 Kemira Oyj Menetelmä muurahaishapon talteenottamiseksi
CN109503360A (zh) * 2018-12-06 2019-03-22 中国科学院山西煤炭化学研究所 一种用于稀醋酸回收的工艺
DE102022123269A1 (de) 2022-09-13 2024-03-14 proFagus GmbH Verfahren zur Anreicherung von Essigsäure aus wässrigen Essigsäuremischungen, die andere niedere Carbonsäuren enthalten

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE513024C (de) * 1928-02-08 1930-11-21 I G Farbenindustrie Akt Ges Verfahren zur Trennung von Ameisensaeure und Essigsaeure
GB727078A (en) * 1951-11-28 1955-03-30 Celanese Corp Purifying acetic acid by azeotropic distillation
DE1204214B (de) * 1964-02-04 1965-11-04 Huels Chemische Werke Ag Verfahren zur Isolierung farbloser Ameisensaeure aus essigsaeurehaltigen Oxydaten von Paraffinkohlenwasserstoffen oder deren Gemischen mit cycloaliphatischen Kohlenwasserstoffen
US3555083A (en) * 1964-03-12 1971-01-12 Tekkosha Co Process for the purification of lower fatty acids
DE19934410C1 (de) * 1999-07-22 2000-12-14 Consortium Elektrochem Ind Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wäßrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure

Family Cites Families (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1300886A (en) * 1970-06-15 1972-12-20 Kuraray Co Process for separating water and formic acid from mixtures with acetic acid
US5264086A (en) * 1993-01-29 1993-11-23 Lloyd Berg Separation of formic acid from acetic acid by azeotropic distillation

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE513024C (de) * 1928-02-08 1930-11-21 I G Farbenindustrie Akt Ges Verfahren zur Trennung von Ameisensaeure und Essigsaeure
GB727078A (en) * 1951-11-28 1955-03-30 Celanese Corp Purifying acetic acid by azeotropic distillation
DE1204214B (de) * 1964-02-04 1965-11-04 Huels Chemische Werke Ag Verfahren zur Isolierung farbloser Ameisensaeure aus essigsaeurehaltigen Oxydaten von Paraffinkohlenwasserstoffen oder deren Gemischen mit cycloaliphatischen Kohlenwasserstoffen
US3555083A (en) * 1964-03-12 1971-01-12 Tekkosha Co Process for the purification of lower fatty acids
DE19934410C1 (de) * 1999-07-22 2000-12-14 Consortium Elektrochem Ind Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wäßrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US6884909B2 (en) 2001-12-06 2005-04-26 Consortium für elektrochemische Industrie GmbH Process for preparing saturated carboxylic acids having from one to four carbon atoms by gas-phase oxidation of 2-butanone
DE102007011847A1 (de) 2007-03-12 2008-09-18 Wacker Chemie Ag Verfahren zur Herstellung von Essig- und Ameisensäure durch Gasphasenoxidation von Ethanol

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