DE10111549A1 - Reaktionsdestillation zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether in Isoolefine und Alkanole - Google Patents

Reaktionsdestillation zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether in Isoolefine und Alkanole

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Abstract

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether in die entsprechenden Isoolefine und Alkanole durch sauer katalysierte Reaktivdestillation, wobei der Verstärkungsteil der Reaktivdestillationsapparatur vollständig als Reaktionsdestillationszone und der Abtriebsteil der Reaktivdestillationsapparatur vollständig oder teilweise als Reaktionsdestillationszone ausgeführt sind und dass als Kopfprodukt ein Isoolefin/Alkanol-Gemisch erhalten wird, das einen höheren Isoolefin-Anteil aufweist als das entsprechende Isoolefin/Alkanol-Azeotrop. DOLLAR A Bevorzugtes Edukt ist MTBE, das zu Isobuten und Methanol gespalten wird.

Description

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether durch Reaktivdestillation unter saurer Katalyse in die entsprechenden Olefine und Alkanole.
Die Spaltung von Ethern, insbesondere Alkyl-tert.-alkylethern zu Alkanolen und Olefinen ist bekannt und kann zur Herstellung von reinen Olefinen eingesetzt werden. Dagegen wird Iso­ buten mit technischer Reinheit z. B. durch Dehydrierung von C4-Gemischen hergestellt. Diese C4-Gemische enthalten neben Spuren von C3- und C5-Verbindungen Isobuten, 1-Buten und 2- Buten. Eine einfache destillative Trennung dieses Gemisches zur Gewinnung von reinem Iso­ buten ist aufgrund der sehr geringen Siedepunktdifferenz zwischen 1-Buten und Isobuten un­ wirtschaftlich.
Zur Gewinnung von reinem Isobuten wird häufig die Rückspaltung von Methyl-tert.-butylether (MTBE) zu Isobuten und Methanol eingesetzt. Die säurekatalysierte Spaltung von Ethern wie z. B. MTBE zur Gewinnung von reinen Olefinen wie Isobuten ist ein an sich bekanntes Verfah­ ren. Man unterscheidet hierbei zwei unterschiedliche Prozessvarianten. Zum einen kann die Spaltung in der Flüssigphase an sauren Ionentauscherharzen wie beispielsweise in DE 35 09 292 bzw. DE 36 10 704 beschrieben oder an sauren Aluminiumoxiden wie bei­ spielsweise in DD 240 739 offenbart, ausgeführt werden. Im letztgenannten Fall sind die Re­ aktionsbedingungen (167°C und 1 bar bzw. 297°C und 10 bar) so gewählt, dass die MTBE- Spaltung auch im Gas-/Flüssigbereich bzw. in der reinen Gasphase ablaufen kann.
Zum anderen kann die Spaltungsreaktion in der Gas-/Flüssigphase in einer Art kombinierter Reaktionsdestillationskolonne an sauren Katalysatoren durchgeführt werden, so offenbart in EP 0 302 336 A1 oder DE 43 22 712. In EP 0 302 336 A1 wird die Abspaltung von Methanol aus MTBE an einem sauren Ionentauscherharz, das im Kolonnensumpf positioniert ist, be­ schrieben. Die Spaltung des Ethers findet hier im Kolonnensumpf statt, d. h. der Katalysator wird von einem Gemisch aus Ether, Olefin und Alkohol dauerhaft umspült. Zur Herstellung von Isobuten ist dies nachteilig, da zum einen bei relativ hohen Temperaturen unter den sauren Bedingungen leicht höhere Oligomere des Isobutens gebildet werden. Zum anderen werden die sauren Zentren des Katalysators durch Methanol belegt, was zu einer unerwünschten Bildung von Dimethylether führt. In DE 43 22 712 beschreitet man daher einen anderen Weg. Der ter­ tiäre Ether wird dort oberhalb der Reaktionszone einer Reaktionsdestillationskolonne zuge­ führt, wobei der Verstärkerteil der Kolonne zur Isobutenreinigung dient, während im Ab­ triebsteil der Kolonne Methanol vom MTBE-Methanol-Azeotrop abgetrennt wird. Das Azeotrop gelangt zurück in die Reaktionszone. Als sauren Katalysator verwendet man ein sul­ fatiertes Titandioxid-Extrudat.
Bei den Spaltungsverfahren, die in der reinen Flüssigphase durchgeführt werden, ist prinzipiell zu beachten, dass aufgrund der thermodynamischen Gleichgewichtslage keine hohen MTBE- Umsätze per pass erreicht werden können. Wird in einer Spaltungsreaktion, die bevorzugt bei 100°C ablaufen sollte, reines MTBE eingesetzt, so ergibt sich die Gleichgewichtszusammen­ setzung des Produktstroms unter Vernachlässigung von Nebenproduktbildung zu:
Mol-%
Isobuten 15,0
MTBE 70,0
Methanol 15,0
Ein Problempunkt bei diesen Verfahren ist das in der homogenen Flüssigphase gelöste Isobu­ ten, das Folgereaktionen eingehen kann. Wichtigste Reaktionen dieser Art sind die säurekataly­ sierte Dimerisierung und Oligomerisierung. Aus diesem Grunde findet man neben dem ge­ wünschten Zielprodukt Isobuten auch unerwünschte C8- sowie C12-Komponenten. Bei den unerwünschten C8-Molekülen handelt es sich um 2,4,4-Trimethyl-1-penten sowie 2,4,4- Trimethyl-2-penten. Hohe Reaktionstemperaturen begünstigen ferner die unerwünschte Neben­ reaktion von Methanol zum Dimethylether (DME). Die Dimethyletherbildung führt nicht nur zu einem Methanolverlust, sondern erhöht auch den Aufwand für die Isobutenreinigung.
Bei derjenigen Verfahrensvariante, bei der man die Spaltungsreaktion in der reinen Gasphase durchführt, treten ebenfalls die Probleme der Dimerisierung bzw. Oligomerisierung auf. Durch Verdünnen des dampfförmigen Eduktstroms mit Inertgas können diese Reaktionen vermindert, aber nicht ausgeschlossen werden. Eine Verdünnung des Eduktstroms senkt gleichzeitig die Effizienz der Produktionsanlage.
Die Durchführung der Reaktionen in der Gasphase ist insbesondere bei hohen Temperaturen nachteilig, da sich im Verlauf des Spaltprozesses höhere Oligomere bilden, die sich auf dem Katalysator ablagern und diesen desaktivieren. Desaktivierte Katalysatoren und/oder hohe Temperaturen begünstigen die Bildung von Nebenprodukten und vermindern die Selektivität der Reaktion. Insbesondere das durch die Etherspaltung gebildete Isobuten neigt zur uner­ wünschten thermischen Polymerisation. Eine Reaktionsführung bei niedrigeren Temperaturen hat jedoch aus kinetischen und thermodynamischen Gründen einen geringen Umsatz zur Folge.
Aus DE 100 20 943.2 ist ein Verfahren bekannt, bei dem der zu spaltende Ether (wie MTBE) unterhalb der Reaktionszone in eine Reaktivdestillationskolonne eingebracht wird. Die eigentli­ che Spaltung findet an einem Azeotrop des Ethers mit dem entsprechenden Alkohol statt. Nachteilig ist bei diesem Verfahren, dass das entstandene Olefin mit dem Alkohol im destillati­ ven Verstärkungsteil der Reaktivdestillationskolonne ein Minimumazeotrop bildet. Folglich kann das Olefin am Kopf der Reaktivdestillationskolonne nicht in reiner Form abgezogen wer­ den. Das Olefin-Alkohol-Azeotrop muss beispielsweise durch zwei nachgeschaltete Verfah­ rensschritte (Extraktion mit Wasser und anschließende Trocknung) aufgereinigt werden. Alter­ nativ kann das Olefin-Alkohol-Azeotrop auch mit Molsieben oder Menbrantrennverfahren auf­ gereinigt werden.
Der vorliegenden Erfindung lag daher die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylethern zu entwickeln, wobei ein hoher Ether-Umsatz mit einer einfachen Auf­ reinigung der erhaltenen Isoolefine realisiert werden soll.
Überraschenderweise wurde gefunden, dass die Spaltung von Alkyl-tert.-alkylethern in die entsprechenden Isoolefine und Alkanole so durchgeführt werden kann, das ein Isoole­ fin/Alkanol-Gemisch erhalten wird, welches einen höheren Isoolefin-Anteil als das entspre­ chende Azeotrop hat.
Gegenstand der Erfindung ist daher ein Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether in die entsprechenden Isoolefine und Alkanole durch sauer katalysierte Reaktivdestillation, wobei der Verstärkungsteil einer Reaktivdestillationsapparatur vollständig als Reaktionsdestillations­ zone ausgeführt ist und dass als Kopfprodukt der Reaktivdestillationsapparatur ein Isoole­ fin/Alkanol-Gemisch erhalten wird, das einen höheren Isoolefin-Anteil enthält als das entspre­ chende Isoolefin/Alkanol-Azeotrop.
Bevorzugt wird der Abtriebsteil der Kolonne vollständig oder teilweise als Reaktionsdestillati­ onszone ausgeführt.
Der Verstärkungsteil der Reaktivdestillationsapparatur sollte vollständig als Reaktivdestillati­ onszone ausgeführt sein, Leerräume, Leerböden, Leervolumina ohne Einbauten oder rein de­ stillativ wirkende Zonen in der Apparatur stören nicht, reduzieren jedoch den Isoolefln-Anteil im Kopfprodukt gegenüber der Verfahrensvariante mit einem vollständig reaktiv ausgeführten Verstärkungsteil.
Die Vorteile des erfindungsgemäßen Verfahrens besteht neben dem über azeotropen Anteil an Isoolefln im Kopfprodukt darin, dass bei der Ether-Spaltung durch Reaktivdestillation das de­ stillative Abtrennen des Isooleflns eine günstige Beeinflussung der endotherm verlaufenden Gleichgewichtsreaktion
Alkyl-tert.-Alkylether ↔ Alkanol + Olefin
zur Folge hat.
Als Katalysator im erfindungsgemäßen Verfahren kann ein saures Ionenaustauscherharz oder jeglicher andere saure Katalysator auf anorganischer oder organischer Basis wie z. B. sulfa­ tiertes Ionenaustauscherharz, Bentonit, Zeolithe, Supersäuren oder Polyphosphorsäure jeweils in Vorrichtungen für Reaktivdestillationsapparaturen verwendet werden. Der saure Katalysator kann in herkömmlichen Destillations-Reaktionspackungen aus Metallgewebe, z. B. Katapak® der Fa. Sulzer, Katamax der Fa. Koch-Glitsch oder auch in den Fiberglasrollen der Fa. CD- Tech positioniert werden. Denkbar sind auch Bodenkolonnen mit katalytischen Einbauten, z. B. Catacol® von IFP Industrial Division.
Durch das erfindungsgemäße Verfahren können alle Alkyl-tert.-alkylether, die säurekatalysiert spaltbar sind und ein Minimumazeotrop mit dem entsprechenden Isoolefin und dem Alkohol bilden, zu Isobuten mit hoher Reinheit umgesetzt werden. Als Edukt für das erfindungsgemäße Verfahren kann reiner Alkyl-tert.-alkylether dienen oder Gemische aus Alkyl-tert.-alkylether mit dem entsprechenden Alkanol und/oder dem Isoolefln. Besonders geeignet ist das Verfahren zur Spaltung von Methyl-tert.-butylether (MTBE) in Isobuten und Methanol sowie Ethyl-tert.- butylether (ETBE) in Isobuten und Ethanol.
Die erfindungsgemäße Spaltung der Alkyl-tert.-alkylether führt zu den entsprechenden Olefi­ nen, d. h. in der Regel zu den verzweigten Olefinen aus dem Molekülteil des Ethers, der die tertiäre Alkylgruppe trägt. Als zweites Spaltprodukt wird aus dem Alkylteil des Ethers das entsprechende Alkanol erhalten.
Es ist ein besonderes Merkmal der Erfindung, dass ein Isoolefin/Alkanol-Gemisch erhalten wird, das einen höheren Isoolefinanteil enthält als das Azeotrop aus Olefin und Alkanol. Dieses Gemisch kann als Kopfprodukt der Reaktivdestillationsapparatur entnommen und in einer be­ sonderen Ausführungsform der Erfindung in einem nachfolgenden Aufarbeitungsschritt destil­ lativ in das Isoolefln und ein Azeotrop aus dem Isoolefin und dem Alkanol aufgetrennt werden. Diese Destillation des Kopfprodukts wird bevorzugt bei einem Druck von 3-10 bara durchge­ führt. Besonders vorteilhaft ist, dass dadurch die Reinigung des Roholefins zum Reinstolefin destillativ erfolgen kann. Die sonst üblichen Reinigungsschritte, z. B. Methanolextraktion mit Wasser und anschließender Trocknung des Isooleflns oder Molsieb- bzw. Membrantrennver­ fahren, können so durch eine einfache Destillation ersetzt werden.
Die Zufuhr des zu spaltenden Alkyl-tert.-alkylethers in die Reaktionszone der Reaktionsdestil­ lationsapparatur kann in einem breiten Bereich variieren. Sie erfolgt bevorzugt im oberen Drittel (33%) der Reaktivdestillationsapparatur, insbesondere in den oberen 10% der Kolon­ nenhöhe.
Nach erfolgter Spaltung des Ethers in der Reaktionszone wird im Kopf der Kolonne ein Ole­ fin/Alkanol-Gemisch erhalten, das einen höheren Isoolefinanteil aufweist als das entsprechende Azeotrop. Dagegen hängt die Zusammensetzung im Sumpf der Kolonne und damit auch der Umsatz des zu spaltenden Alkyl-tert.-alkylethers wesentlich von der Höhe der Reaktionszone im Abtriebsteil der Kolonne ab. Die Entnahme von reinem Alkanol am Sumpf der Kolonne kann erreicht werden, wenn sich die Konzentrationen des ternären Gemisches Alkyl-tert.- alkylether/Isoolefin/Alkanol am unteren Ende der reaktiven Zone in dem Destillationsfeld be­ finden, in dem das Alkanol den Schwersieder darstellt.
Ein hoher Umsatz des zu spaltenden Alkyl-tert.-alkylethers kann allerdings auch zur uner­ wünschten Nebenproduktbildung, wie z. B. Dimethylether oder höheren Oligomeren des Isoo­ lefins führen. Zur Minimierung der Nebenproduktbildung kann beispielsweise der Umsatz in der Reaktivdestillationsapparatur verringert werden. Vorteilhaft sind Umsätze des zu spalten­ den Alkyl-tert.-alkylethers von maximal 70%, bevorzugt von maximal 50%. Das Sumpfpro­ dukt aus nicht umgesetztem Alkyl-tert.-alkylether und Alkanol kann beispielsweise in eine Synthese des Alkyl-tert.-alkylethers zurückgeführt werden. Für das erfindungsgemäße Verfah­ ren zur Herstellung von Isoolefinen ist es daher als besonders geeignet anzusehen, die Synthese des Alkyl-tert.-alkylethers auf diese Weise mit der Spaltung des Alkyl-tert.-alkylethers zu kop­ peln.
In einer geeigneten Ausführungsform des Verfahrens weist die Reaktivdestillationsapparatur zur Spaltung des Alkyl-tert.-alkylethers ein Rücklaufverhältnis von 0,5 bis 10 auf.
Der geeignete Arbeitsbereich der Reaktivdestillationsapparatur liegt zwischen 1 und maximal 10 bara. Für die Spaltung von MTBE hat sich ein Kolonnendruck von 3-7 bara bewährt. Wird als Katalysator z. B. ein Kationentauscherharz verwendet, ist bei über 125°C mit einer erhebli­ chen Abspaltung sulfonsaurer Gruppen von der Harzoberfläche zu rechnen, so dass allmählich eine Desaktivierung des Katalysators eintritt. Hier empfiehlt sich eine maximale Reaktionstem­ peratur von 95 bis 115°C. Über den Kolonnendruck kann die für den Katalysator optimale Betriebstemperatur eingestellt werden. Andere Katalysatoren, die im erfindungsgemäßen Ver­ fahren verwendet werden können, sind z. B. säureaktivierte Bentonite und/oder Tonerden, Zeolithe, Supersäuren, Polyphosphorsäuren, sulfonierte Zirkoniumoxide oder Montmorilonite, jeweils mit oder ohne Trägermaterial. Diese Katalysatoren sind jedoch katalytisch weniger ak­ tiv als die organischen Ionentauschermaterialien und müssen daher bei höheren Temperaturen betrieben werden.
Fig. 1 skizziert einen erfindungsgemäßen Verfahrensablauf mit nachgeschalteter, destillativer Aufreinigung des aus der Reaktivdestillationsapparatur austretenden Kopfprodukts. Der Ein­ satzstoff (Ether) wird in der Reaktivdestillationskolonne R in ein Kopfprodukt (Isoole­ fin/Alkanol) gespalten, der Sumpf enthält ein Alkohol/Ether-Gemisch. Die nachgeschaltete Destillationskolonne D trennt das Kopfprodukt der Reaktionsdestillationskolonne in das schwer siedende Isoolefin (Sumpf) und das leicht siedende Azeotrop Isoolefin/Alkanol auf.
Bevorzugte Bedingungen für die Destillation des Kopfproduktes sind: 3-10 bara bei einer Temperatur von 20-80°C.
Die nachfolgenden Berechnungsbeispiele sollen die Erfindung näher verdeutlichen ohne ihren Umfang einzuschränken.
Berechnungsbeispiel 1 kennzeichnet die MTBE-Spaltung nach dem in DE 43 22 712 beschrie­ benen Verfahren. Berechnungsbeispiel 2 illustriert die Vorteile des erfindungsgemäßen Verfah­ rens exemplarisch für die MTBE-Spaltung. Für die Berechnungen wurde in der Kolonne ein Kopfdruck von 5 bara angenommen. Das Dampf-Flüssig-Gleichgewicht wurde mit Wilson gerechnet. Die chemische Reaktion wurde als Gleichgewichtsreaktion behandelt, etwaige Ne­ benreaktionen wurden in den Berechnungen nicht betrachtet. Zur Modellierung der Reaktions­ kolonne wurde das Gleichgewichtsstufenmodell [M. Sakuth et al., Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, 6th Edition, 1999, Wiley-VCH] verwendet. Der Kolonnendurchmesser wurde im Rahmen der Simulationen auf 0,8 m festgelegt. Alle im folgenden genannten Kon­ zentrationsangaben beziehen sich auf Molprozent.
Berechnungsbeispiel 1
Die Kolonne hat wie in Fig. 2 dargestellt insgesamt 30 Stufen, zwischen der 9. und 25. Stufe befindet sich die reaktive Zone. Das Edukt wird siedend mit 10 mol/s auf dem 9. Boden der Kolonne zugeführt. Das Rücklaufverhältnis beträgt in diesem Berechnungsbeispiel L/D = 5,18. Die Zusammensetzungen vom Feed-, Destillat- und Sumpfstrom dieses Berechnungsbeispiels sind in Tabelle 1 zusammengefasst. In Fig. 3 ist das Simulationsergebnis in einem Dreieckdia­ gramm dargestellt, wobei die Zusammensetzungen auf den Gleichgewichtsstufen (Kolonnen­ böden) durch Punkte gekennzeichnet sind. Punkt 1 bezeichnet den Kopf und Punkt 30 den Sumpf der Kolonne.
Die maximal erreichbare Isobutenreiheit am Kopf der Kolonne beträgt 95 mol-%. Dies ent­ spricht der Zusammensetzung des Minimumazeotrops zwischen Isobuten und Methanol. Im oberen, destillativ ausgeführten Verstärkungsteil, also in den Stufen 1 bis 8, stellen sich Kon­ zentrationsprofile wie in einer gewöhnlichen Destillationskolonne ein. Folglich reichert sich am Kopf der Kolonne das Methanol/Isobuten-Minimumazeotrop an (vgl. Fig. 3). In der reaktiven Zone erfolgt erwartungsgemäß die Spaltung des MTBE. Fig. 3 zeigt in diesem Zusammen­ hang, dass kolonnenabwärts zwischen dem 9. und 25. Boden das Konzentrationsprofil die Grenzdestillationslinie von links nach rechts überschreitet. Dadurch können Konzentration an Methanol im Sumpf erreicht werden, die höher sind als die Methanol-Konzentration im Azeotrop aus MTBE und Methanol. Im Berechnungsbeispiel werden MTBE und Methanol im molaren Verhältnis von 30 zu 70 am Kolonnensumpf entnommen. Der molare Umsatz in der Reaktionskolonne beträgt 70,4%.
Die Temperaturen in der Reaktionszone liegen zwischen 95,1 und 101,6°C. In diesem Tem­ peraturbereich ist keine Schädigung für die üblicherweise eingesetzten Kationentauscherharze auf Styrol-Divinylbenzol-Basis zu erwarten. Die Sumpftemperatur beträgt 103,7°C.
Tabelle 1
Molenströme und ihre Zusammensetzung für das Berechnungsbeispiel 1
Berechnungsbeispiel 2
Die Kolonne hat, wie in Fig. 4 dargestellt, insgesamt 38 Stufen, zwischen der 2. und 36. Stufe befindet sich die reaktive Zone. Das Edukt wird siedend mit 10 mol/s auf dem 9. Boden der Kolonne zugeführt. Das Rücklaufverhältnis beträgt L/D = 6,3.
Die erste Gleichgewichtsstufe der Kolonne ist der Kondensator. Durch die Verwendung reak­ tiver Gleichgewichtsstufen im Verstärkungsteil der Kolonne erfolgt eine Isobutenanreicherung bis zu einer Reinheit von 99%. Am Kopf der Kolonne kann ein Isobuten/Methanol-Gemisch entnommen werden, das einen höheren Isobutenanteil aufweist als das Azeotrop aus Isobuten und Methanol. Im Gegensatz zum 1. Berechnungsbeispiel folgt das Konzentrationsprofil in der gesamten Kolonne der reaktiven Destillationslinie. Nur weil diese im jetzt reaktiv ausgeführten Verstärkungsteil der Kolonne fast mit der Binärkante zwischen MTBE und Isobuten zusam­ menfällt, ist eine Anreicherung bis über die Azeotropzusammensetzung (hier 99 mol-% Isobu­ ten) möglich. Im gesamten reaktiven Kolonnenabschnitt erfolgt die Spaltung von MTBE. Da­ bei wird unterhalb der Feedeinspeisung die Grenzdestillationslinie analog zum Berechnungsbei­ spiel 1 von links nach rechts überschritten. Im Sumpf der Kolonne werden MTBE und Metha­ nol im molaren Verhältnis 11 zu 89 entnommen. Die Zusammensetzungen vom Feed-, Destil­ lat- und Sumpfstrom dieses Berechnungsbeispiels sind in Tabelle 2 zusammengefasst. In Fig. 5 ist das Simulationsergebnis in einem Dreieckdiagramm dargestellt, wobei die Zusammenset­ zungen auf den Gleichgewichtsstufen (Kolonnenböden) durch Punkte gekennzeichnet sind. Punkt 1 bezeichnet den Kopf und Punkt 38 den Sumpf der Kolonne. Im Berechnungsbeispiel 2 wird ein molarer Umsatz von 85,3% erreicht.
Die Temperaturen in der Reaktionszone liegen zwischen 42,9 und 103,4°C. In diesem Tempe­ raturbereich ist keine Schädigung für die üblicherweise eingesetzten Kationentauscherharze auf Styrol-Divinylbenzol-Basis zu erwarten. Die Sumpftemperatur beträgt 107°C.
Tabelle 2
Molenströme und ihre Zusammensetzung

Claims (10)

1. Verfahren zur Spaltung von Alkyl-tert.-alkylether in die entsprechenden Isoolefine und Alkanole durch sauer katalysierte Reaktivdestillation, dadurch gekennzeichnet, dass der Verstärkungsteil einer Reaktivdestillationsapparatur vollständig als Reaktionsde­ stillationszone ausgeführt ist und dass als Kopfprodukt der Reaktivdestillationsapparatur ein Isoolefin/Alkanol-Gemisch erhalten wird, das einen höheren Isoolefin-Anteil enthält als das entsprechende Isoolefin/Alkanol-Azeotrop.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, dass der Abtriebsteil der Kolonne vollständig oder teilweise als Reaktionsdestillationszo­ ne ausgeführt ist.
3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, dass das Kopfprodukt der Reaktivdestillationsapparatur in einem nachfolgenden Aufar­ beitungsschritt destillativ in Isoolefin und ein azeotropes Gemisch aus dem Isoolefin und dem Alkanol getrennt wird.
4. Verfahren nach Anspruch 3, dadurch gekennzeichnet, dass die Destillation des Kopfprodukts bei einem Druck von 3 bis 10 bara durchgeführt wird.
5. Verfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass in der Reaktivdestillationsapparatur ein Rücklaufverhältnis von 0,5 bis 10 vorliegt.
6. Verfahren nach Anspruch 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Reaktivdestillationsapparatur einen Druck von 1 bis 10 bara aufweist.
7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 6, dadurch gekennzeichnet, dass der Zulauf des Alkyl-tert.-alkylethers in den oberen 33% der Reaktivdestillationsap­ paratur erfolgt.
8. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass als saurer Katalysator ein sulfoniertes Ionenaustauscherharz, Bentonit, Zeolithe, Su­ persäuren oder Polyphosphorsäure, jeweils in Vorrichtungen für Reaktivdestillationsappa­ raturen immobilisiert werden.
9. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass Methyl-tert.-butylether in Isobuten und Methanol gespalten wird.
10. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass Ethyl-tert.-butylether in Isobuten und Ethanol gespalten wird.
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DE102006040430B4 (de) 2006-08-29 2022-06-15 Evonik Operations Gmbh Verfahren zur Spaltung von MTBE

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