EP2238099A1 - Procede ameliore de preparation d'anhydride (meth)acrylique - Google Patents

Procede ameliore de preparation d'anhydride (meth)acrylique

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Publication number
EP2238099A1
EP2238099A1 EP09708209A EP09708209A EP2238099A1 EP 2238099 A1 EP2238099 A1 EP 2238099A1 EP 09708209 A EP09708209 A EP 09708209A EP 09708209 A EP09708209 A EP 09708209A EP 2238099 A1 EP2238099 A1 EP 2238099A1
Authority
EP
European Patent Office
Prior art keywords
reaction
meth
column
reactor
anhydride
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Withdrawn
Application number
EP09708209A
Other languages
German (de)
English (en)
Inventor
Jean-Michel Paul
Serge Tretjak
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Arkema France SA
Original Assignee
Arkema France SA
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Filing date
Publication date
Application filed by Arkema France SA filed Critical Arkema France SA
Publication of EP2238099A1 publication Critical patent/EP2238099A1/fr
Withdrawn legal-status Critical Current

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Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/54—Preparation of carboxylic acid anhydrides
    • C07C51/56—Preparation of carboxylic acid anhydrides from organic acids, their salts, their esters or their halides, e.g. by carboxylation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
    • C07C51/54—Preparation of carboxylic acid anhydrides
    • C07C51/573—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives

Definitions

  • the present invention relates to an improved process for the manufacture of (meth) acrylic anhydride by transanhydrification between (meth) acrylic acid and acetic anhydride, wherein the reaction is carried out to a partial conversion of the reactants and then a reaction. continuous distillation.
  • (meth) acrylic anhydride which will be designated hereafter by A (M) A 2 O, is meant methacrylic anhydride and acrylic anhydride.
  • Reaction 1 formation of mixed acetic anhydride / (meth) acrylic acid and acetic acid (ACO)
  • This synthesis is conventionally done in a discontinuous manner in an apparatus such as that described in FIG. 1.
  • the delayed addition configuration of the reagents, as described in document EP 1 273 565, is not shown in this figure.
  • the reagents, A (M) A and AC 2 O, with at least one polymerization inhibitor are introduced at 1 in the reactor R1 surmounted by a C1 distillation column.
  • the equilibrium is shifted by eliminating by distillation in 2 acetic acid as and when it is formed.
  • the distillation column C1 serves both to eliminate the acetic acid generated in the reaction and thereby displace the reaction equilibria, but also to distill, at the end of the reaction, the unconverted reagents, the sub- light products of the mixed anhydride type, and optionally the desired product A (M) A 2 O.
  • a distillation fraction F1 consisting of acetic acid
  • a fraction F 2 comprising mainly acetic acid, ethyl acetate, (meth) acrylic acid and acetic anhydride / (meth) acrylic acid
  • an F 3 fraction comprising mainly mixed acetic anhydride / (meth) acrylic with a little of A (M) A 2 O
  • a fraction F 4 comprising predominantly I 1 A (M) A 2 O sought.
  • L 1 A (M) A 2 O can also be recovered directly from the reactor base after distillation of the fractions F 1 , F 2 and F 3 . However, it is generally necessary to perform a filtration of the reactor base to obtain a correct product quality.
  • the fractions F 2 and F 3 in turn are generally recycled at once or continuously to the reaction (not shown in the figure).
  • the implementation of existing processes encounters problems, more or less accentuated, fouling by the fact that the reaction is always carried out at high conversion of reagents. Extending the reaction time to a high conversion rate of the reagents results in an increase in the content of heavy by-products (Michael adducts type) and the formation of a large amount of A polymers. (M) A and A (M) A 2 O, despite the presence of polymerization inhibitors, to the detriment of the selectivity and at the expense of fouling of the reactor.
  • Performing the distillation phase in the same equipment as the reaction further enhances the phenomenon of producing fine slurried polymers in the reaction crude mixture.
  • the progressive lowering of the liquid level in the reactor results in prolonged contact with unstabilized or slightly stabilized monomers which ebb from the column, or which are condensed in contact with cold walls (it is for example the case when the dome of the reactor is insufficiently heat-insulated). This bringing into contact, by runoff with the hot wall of the jacket, monomers with little or no stabilization results in the formation of polymers that foul the reactor.
  • I 1 A (M) A 2 O especially when cleaning the filters.
  • I 1 A (M) A 2 O is recovered in pure form by distillation, the reactor becomes completely fouled.
  • distillation column generally well suited for the distillation of the acetic acid generated during the reaction, is not always the ideal compromise both in capacity and efficiency for the distillation of the fractions F 2 / F 3 / F 4 .
  • hot presence of the reaction crude in the reactor during the entire distillation period is very detrimental for the reasons described above.
  • the present invention therefore aims to overcome the aforementioned various drawbacks by proposing an improved process for the manufacture of (meth) acrylic anhydride, which eliminates the fouling problems of the reactor and avoids the delicate filtration operation of the crude product A (M). ) A 2 O, while leading to a gain in terms of selectivity and purity of the product obtained.
  • the subject of the invention is therefore a process for the manufacture of (meth) acrylic anhydride by transanhydrification between (meth) acrylic acid and acetic anhydride in the presence of at least one polymerization inhibitor, characterized in that comprises the following steps: a) the reaction is carried out in a reactor R1 surmounted by a distillation column C1 until partial conversion of the reactants, b) the crude reaction mixture resulting from step a) is transferred to a reactor vessel; intermediate storage S1 which continuously feeds a second distillation column C2, c) is recovered at the bottom of column C2 (meth) acrylic anhydride and at the top of a column comprising essentially unconverted reagents and light by-products, d) the column top fraction C2 is recirculated in the reactor R 1 at once or continuously.
  • This process is characterized in that a continuous distillation of the crude reaction mixture whose conversion of the reagents is only partial, and that the operating phases, reaction and distillation, are separated in two separate apparatus.
  • Such a method allows an increase in productivity of up to 50% compared to the methods of the prior art.
  • the crude reaction product whose conversion of the reagents has deliberately not been pushed in order to limit the formation of heavy by-products and polymers and to increase productivity, is transferred to an intermediate storage capacity. .
  • This is then continuously distilled on a header column particularly well suited for the removal of residual reagents and light by-products.
  • L 1 A (M) A 2 O recovered at the bottom of this column has a purity greater than 97% and is free of suspended polymers and therefore does not need to be filtered.
  • the reagents A (M) A and AC 2 O are introduced into a reactor R1 surmounted by a distillation column C1 for removing acetic acid as it is formed.
  • methacrylic acid AMA is used.
  • the reaction phase can be performed in batch (discontinuously), with introduction of a maximum load allowed by the reactor.
  • the molar ratio between I 1 A (M) A and I 1 AC 2 O is generally between 0.5 and 5, preferably between 1.8 and 2.2.
  • the reaction phase can also be carried out batchwise (batchwise) with introduction of an initial charge and then delayed addition of one or more reagents (s), continuously or discontinuously, during the duration of the reaction making it possible to occupy the place released by the elimination of acetic acid.
  • the initial charge introduced into the reactor preferably has an initial molar ratio A (M) A / AC 2 O between 2.5 and 11, preferably between 9 and 11, the added reagent being advantageously 1 AC 2 O and the overall molar ratio A (M) A / AC 2 O being preferably between 0.5 and 5, in particular between 1, 8 and 2.2.
  • the reaction phase can also be carried out continuously with continuous withdrawal of the crude reaction product free of suspended solid, without the need to filter it.
  • the reaction is carried out until a partial conversion of the reactants, that is to say until the content of A (M) A 2 O in the crude reaction product has reached plus 75%, preferably until the content of A (M) A 2 O in the crude reaction product is between 50% and 70%, preferably between 50% and 60%, the remainder consisting of A (M) A, AC 2 O and unconverted mixed anhydride.
  • reaction is conducted for a duration that can range from
  • the reaction temperature is generally between 50 ° C. and 120 ° C., advantageously between 85 ° C. and 105 ° C.
  • the pressure is adjusted as a function of the chosen reaction temperature. In general, it is between 20 and 200 mmHg (0.0267 and 0.2666 bar).
  • the temperature of the column control plate (sensitive plate) is advantageously adjusted during the reaction, depending on the pressure, so as to correspond to the distillation temperature of acetic acid. By operating in this manner, a fraction F1 at the top of column C1 with a purity of greater than 90% can be obtained that can even exceed 99% of acetic acid.
  • the reaction is carried out in the presence of at least one polymerization inhibitor introduced into the reactor and also into the distillation column.
  • polymerization inhibitors it is possible to use compounds well known to those skilled in the art, in particular hydroquinone, hydroquinone monomethyl ether, phenothiazine, diterbutyl para-cresol (BHT), 2,4-dimethyl-6-tert-butyl phenol (Topanol A), para-phenylene diamine, di-tert-butylcatechol (BHT), 4OH-TEMPO (4-hydroxy-2,2,6,6-tetramethyl-1-piperidinyloxy), or the TEMPO derivatives, taken alone or as a mixture, at 100 to 5000 ppm relative to the reagent mixture.
  • the reaction phase is carried out in the absence of catalyst.
  • a catalyst such as sulphonic acids in free form or fixed on a polymeric support, described in documents EP 196520 and DE 102006029320 or the catalysts described in the US patent application. 2002/0161260.
  • a catalyst such as sulphonic acids in free form or fixed on a polymeric support
  • Bubbling of air, or air depleted to 8% oxygen can be performed throughout the reaction.
  • the crude product obtained at the end of the reaction phase is generally clear, free of polymers and freed from the acetic acid generated during the reaction.
  • step b) of the process according to the invention said crude reaction product is transferred to an intermediate storage tank S1 when the desired conversion rate of reagents is reached.
  • the reaction phase is conducted continuously and the crude reaction product is withdrawn continuously by adapting the operating conditions, in particular the reaction temperature and the reflux ratio of the column C1 allowing the elimination of acetic acid.
  • the storage tank S1 serves as a continuous supply of a C2 distillation column which is particularly well suited for the removal of residual reactants and light by-products, such as the mixed anhydride formed by reacting a mole of A (M) A with one mole of AC2 ⁇ .
  • the distillation column C2 preferably has a separation efficiency greater than 10 theoretical plates, preferably greater than 15 theoretical plates.
  • the packing of the column may be a conventional packing, in bulk or structured, or a mixture of these two types of packing.
  • the heating of the column can be provided by a thermosiphon forced circulation.
  • the feed rate of the column C2 can vary widely, and depends on the installation and the size of the column.
  • a fraction F 2 + F 3 comprising unconverted reagents and light by-products, is recycled continuously and is intended to be recycled to reactor R1 (stage d), either directly continuously or after storage and stabilization with one or more polymerization inhibitors.
  • the storage stability of the fraction F 2 + F 3 has been surprisingly observed, whereas in the processes corresponding to the state of the art the storage time before polymerization is relatively short, which implies destroying fractions F 2 without being able to recycle them into the reactor. This constitutes an economic loss, which does not occur in the context of the process according to the invention where on the contrary a gain in raw materials is observed.
  • the (meth) acrylic anhydride P1 is recovered with a purity greater than 97% without the need for filtration, ie a purity higher than that generally obtained with conventional processes (approx.
  • L 1 A (M) A 2 O from the process according to the invention can then be used directly as a synthetic reagent, in particular to prepare, for example, dimethylaminopropyl (meth) acrylate by reaction with dimethylpropylamine).
  • the method comprises an additional step e) purification of I 1 A (M) A 2 O recovered at the bottom of column C2 using a device with short residence time , such as a film evaporator, represented by apparatus C3 in Figure 2, to remove heavy byproducts and polymerization inhibitors that may be present.
  • a device with short residence time such as a film evaporator, represented by apparatus C3 in Figure 2
  • the A (M) A2O thus purified has a purity of at least 99%, which is therefore clearly greater than that attainable by conventional methods.
  • the present invention is illustrated by means of the examples which follow, without however being of a limiting nature.
  • the percentages are expressed by weight.
  • AMA 2 O Methacrylic anhydride
  • Example 2 The same reaction is carried out as in Example 1 except that I 1 AMA 2 O (330 g) is obtained after the removal of the fractions F 1 , F 2 and F 3 , as a foot of the reactor R 1, after draining the reactor and pressure filtration to remove polymers.
  • the average composition is 94% AMA 2 O; 4% heavy; 1% AMA; 0.7% of Mixed.
  • the reactor used for the reaction phase as well as the supply of reagents and operating conditions are those described in Example 1.
  • the crude reaction product representing 676 g (composition: 60% AMA 20 , 10% AMA, 15% AC 2 O, 11% mixed, 1% heavy + stabilizers) is cooled and transferred without difficulty in a buffer capacity S1 to feed a column C2 at a rate of 80 g / h at mid-column. No fouling of the reactor was observed.
  • the column C2 has a diameter of 30 mm and is equipped with ordered packing of the Multiknit type. It has a number of theoretical plates of 20. Heating is provided by a thermosiphon and vacuum by a vane pump. The 80 g / h of crude product are divided as follows: 48.8 g / h at the bottom of the column and the remainder, representing the light ones, at the top of the column. The top products are stored in a buffer capacity to be recycled to the next reaction. The condenser and reflux are stabilized with a 5% solution of Topanol A in 1 I AMA 2 O. Depleted air is injected into the boiler. The operating pressure is 15 mmHg at the top of the column and the foot temperature is 91 ° C. The resulting column product contains 1 AMA 2 O with a purity of 97.5%.

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Abstract

La présente invention se rapporte à un procédé amélioré de fabrication d'anhydride (méth)acrylique (A(M)A2O)par transanhydrification entre l'acide (méth)acrylique et l'anhydride acétique en présence d'au moins d'un inhibiteur de polymérisation, dans lequel on met en oeuvre la réaction jusqu'à une conversion partielle des réactifs puis une distillation en continu. Avec le procédé selon l'invention, il est possible de produire de I1A(M)A2O de très haute pureté dans des conditions de productivité améliorées par rapport aux procédés existants tout en supprimant les problèmes d'encrassement du réacteur.

Description

PROCEDE AMELIORE DE PREPARATION D'ANHYDRIDE (METH)ACRYLIQUE
La présente invention concerne un procédé amélioré de fabrication d'anhydride (méth)acrylique par transanhydrification entre l'acide (méth)acrylique et l'anhydride acétique, dans lequel on met en oeuvre la réaction jusqu'à une conversion partielle des réactifs puis une distillation en continu.
Par anhydride (méth)acrylique, que l'on désignera par la suite par A(M)A2O, on entend l'anhydride méthacrylique et l'anhydride acrylique.
On connaît depuis longtemps, par exemple de la demande EP 231 689, qu'il est possible de préparer l'anhydride (méth)acrylique par réaction d'anhydride acétique avec l'acide (méth)acrylique en présence d'inhibiteurs de polymérisation. L'acide acétique formé est distillé pendant la réaction et l'anhydride (méth)acrylique formé est ensuite séparé par distillation. La mise en œuvre de ce procédé se heurte cependant à des problèmes de polymérisation au cours de l'étape de distillation réalisée directement depuis le réacteur surmonté d'une colonne à distiller. En outre, la quantité d'anhydride (méth)acrylique produite est limitée par la taille du réacteur et ceci d'autant plus que les réactifs sont introduits en une fois dans le réacteur et qu'il n'y a pas de ce fait d'optimisation de la capacité réactionnelle. Pour remédier à ce problème, il a été proposé dans la demande EP 1 273
565 d'éliminer au moins en partie l'acide acétique au fur et à mesure de sa formation, et de remplacer au moins partiellement l'acide acétique éliminé par introduction en continu dans le milieu réactionnel, au cours de la réaction, d'anhydride acétique et/ou acide (méth)acrylique. Ce procédé apporte une amélioration sensible pour la stabilisation du milieu réactionnel sans toutefois solutionner totalement le problème de formation de polymères en suspension qui oblige à purifier par filtration I1A(M)A2O brut obtenu après élimination des réactifs résiduels et des sous-produits légers. Cette filtration est délicate à réaliser compte-tenu du caractère hautement lacrymogène de I'A(M)A2O. La demande de brevet US 2002/0161260 propose d'utiliser des catalyseurs à base de Cr, Zn, Cu, Ca, Zr, Li, La, Na, ou Hf sous forme, notamment, de sels d'acides carboxyliques. Mais l'utilisation de ces catalyseurs n'a pas permis d'obtenir un gain de productivité notable par rapport aux procédés précités.
Le schéma réactionnel de transanhydrification entre l'acide (méth)acrylique (A(M)A) et l'anhydride acétique (AC2O) pour produire l'anhydride (méth)acrylique (A(M)A2O) peut se résumer comme suit avec les deux réactions principales :
Réaction 1 : formation d'anhydride mixte acétique/(méth)acrylique et acide acétique (ACO)
H2C=C(Ri)COOH + CH3C(O)OC(O)CH3 <=> H2C=C(Ri)C(O)OC(O)CH3 + CH3COOH
Avec Ri = H ou CH3 La réaction 1 est très rapide.
Réaction 2 : réaction entre l'anhydride mixte et I1A(M)A H2C=C(Ri)COOH + H2C=C(Ri)C(O)OC(O)CH3 ^ H2C= C(Ri)C(O)OC(O)C(Ri)=CH2 + CH3COOH
Cette synthèse se fait classiquement en discontinu dans un appareillage tel que celui décrit à la figure 1. La configuration d'addition différée des réactifs, telle que décrite dans le document EP 1 273 565 n'est pas représentée sur cette figure. Les réactifs, A(M)A et AC2O, avec au moins un inhibiteur de polymérisation sont introduits en 1 dans le réacteur R1 surmonté d'une colonne à distiller C1. Le déplacement des équilibres se fait en éliminant par distillation en 2 l'acide acétique au fur et à mesure de sa formation. La colonne à distiller C1 sert à la fois à éliminer l'acide acétique généré à la réaction et à déplacer de ce fait les équilibres réactionnels, mais aussi à distiller, à l'issue de la réaction, les réactifs non convertis, les sous-produits légers type anhydride mixte, et éventuellement le produit recherché A(M)A2O. Généralement, il est recueilli une fraction de distillation Fi, constituée d'acide acétique, une fraction F2 comprenant majoritairement de l'acide acétique, de l'acide (méth)acrylique et de l'anhydride mixte acétique/(méth)acrylique, une fraction F3 comprenant majoritairement de l'anhydride mixte acétique/(méth)acrylique avec un peu d'A(M)A2O, une fraction F4 comprenant majoritairement I1A(M)A2O recherché. L1A(M)A2O peut être aussi récupéré directement dans le pied de réacteur après distillation des fractions Fi, F2 et F3. Il est cependant en général nécessaire d'effecteur une filtration de ce pied de réacteur pour obtenir une qualité correcte du produit. Les fractions F2 et F3 quant à elles sont généralement recyclées en une fois ou en continu à la réaction (non représenté sur la figure). La mise en œuvre des procédés existants se heurte à des problèmes, plus ou moins accentués, d'encrassement par le fait que la réaction est toujours effectuée à haute conversion des réactifs. Le fait de prolonger la durée de mise en réaction pour atteindre un taux de conversion élevé des réactifs, se traduit par une augmentation de la teneur en sous-produits lourds (type adduits de Michaël) et la formation en quantité importante de polymères d'A(M)A et d'A(M)A2O, malgré la présence d'inhibiteurs de polymérisation, au détriment de la sélectivité et au prix d'un encrassement du réacteur.
Le fait d'effectuer la phase de distillation dans le même équipement que la réaction accentue encore le phénomène de production de polymères qui se mettent en suspension fine dans le mélange brut réactionnel. Lors de la phase distillatoire, la baisse progressive du niveau de liquide dans le réacteur se traduit par un contact prolongé des monomères non stabilisés ou peu stabilisés qui refluent de la colonne, ou qui sont condensés au contact de parois froides (c'est par exemple le cas lorsque le dôme du réacteur est insuffisamment calorifuge). Cette mise en contact, par ruissellement avec la paroi chaude de la double enveloppe, de monomères peu ou non stabilisés se traduit par la formation de polymères qui encrassent le réacteur. Lorsque I1A(M)A2O est récupéré à l'état de brut, simplement débarrassé des fractions F1/F2/F3, il est nécessaire d'effectuer une filtration de celui-ci pour éliminer les polymères en suspension. Cette filtration est rendue délicate par le caractère hautement lacrymogène de
I1A(M)A2O, particulièrement lors du nettoyage des filtres. Lorsque I1A(M)A2O est récupéré à l'état pur par distillation, le réacteur devient complètement encrassé.
Par ailleurs, la colonne de distillation, en général bien adaptée pour la distillation de l'acide acétique généré au cours de la réaction, n'est pas toujours le compromis idéal tant en capacité qu'en efficacité pour la distillation des fractions F2/F3/F4. En outre, la présence à chaud du brut réactionnel dans le réacteur pendant toute la durée de distillation est très préjudiciable pour les raisons décrites ci-dessus.
La présente invention a donc pour but de remédier aux différents inconvénients précités en proposant un procédé amélioré de fabrication d'anhydride (méth)acrylique, qui supprime les problèmes d'encrassement du réacteur et évite la délicate opération de filtration du produit brut A(M)A2O, tout en conduisant à un gain en termes de sélectivité et de pureté du produit obtenu.
L'invention a donc pour objet un procédé de fabrication d'anhydride (méth)acrylique par transanhydrification entre l'acide (méth)acrylique et l'anhydride acétique en présence d'au moins un inhibiteur de polymérisation, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes : a) on conduit la réaction dans un réacteur R1 surmonté d'une colonne à distiller C1 jusqu'à conversion partielle des réactifs, b) on transfère le mélange réactionnel brut issu de l'étape a) dans une cuve de stockage intermédiaire S1 qui alimente en continu une seconde colonne à distiller C2, c) on récupère en pied de colonne C2 l'anhydride (méth)acrylique et en tête de colonne une fraction comprenant essentiellement les réactifs non convertis et les sous-produits légers, d) on recycle dans le réacteur R1 la fraction de tête de colonne C2 en une fois ou en continu.
Ce procédé se caractérise en ce que l'on effectue une distillation en continu du mélange réactionnel brut dont la conversion des réactifs n'est que partielle, et que les phases opératoires, réaction et distillation, sont séparées dans deux appareillages distincts.
Un tel procédé permet une augmentation de la productivité pouvant atteindre près de 50 % par rapport aux procédés de l'art antérieur.
D'autres caractéristiques et avantages de l'invention vont maintenant être décrits en détail dans l'exposé qui suit et en référence à la figure 2 qui représente un schéma simplifié de mise en œuvre du procédé de l'invention.
Exposé détaillé de l'invention Dans le procédé selon l'invention, le brut réactionnel, dont la conversion des réactifs n'a volontairement pas été poussée afin de limiter la formation de sous-produits lourds et de polymères et gagner en productivité, est transféré dans une capacité de stockage intermédiaire. Celui-ci est ensuite distillé en continu sur une colonne d'étêtage particulièrement bien adaptée pour l'élimination des réactifs résiduels et des sous-produits légers. L1A(M)A2O récupéré en pied de cette colonne a une pureté supérieure à 97% et est exempt de polymères en suspension et n'a pas, de ce fait, besoin d'être filtré.
En référence à la figure 2, les réactifs A(M)A et AC2O sont introduits dans un réacteur R1 surmonté d'une colonne à distiller C1 servant à éliminer l'acide acétique au fur et à mesure de sa formation. De préférence, on utilise l'acide méthacrylique AMA. La phase réactionnelle peut être réalisée en batch (de façon discontinue), avec introduction d'une charge maximale permise par le réacteur. Le rapport molaire entre I1A(M)A et I1AC2O est généralement compris entre 0,5 et 5, de préférence entre 1 ,8 et 2,2. La phase réactionnelle peut aussi être réalisée en batch (discontinu) avec introduction d'une charge initiale puis addition différée d'un ou des réactif(s), en continu ou en discontinu, pendant la durée de la réaction permettant d'occuper la place libérée par l'élimination de l'acide acétique. Les conditions de mise en œuvre de ce mode de réalisation préféré sont détaillées dans le document EP 1 273 565. En particulier, la charge initiale introduite dans le réacteur présente de préférence un rapport molaire initial A(M)A / AC2O compris entre 2,5 et 11 , de préférence entre 9 et 11 , le réactif rajouté étant avantageusement I1AC2O et le rapport molaire global A(M)A / AC2O étant de préférence compris entre 0,5 et 5, en particulier entre 1 ,8 et 2,2. La phase réactionnelle peut être aussi réalisée de façon continue avec soutirage en continu du produit brut réactionnel exempt de solide en suspension, sans qu'il y ait nécessité de le filtrer.
Dans le procédé selon l'invention, on conduit la réaction jusqu'à une conversion partielle des réactifs, c'est-à-dire jusqu'à ce que la teneur en A(M)A2O dans le brut réactionnel ait atteint au plus 75%, de préférence jusqu'à ce que la teneur en A(M)A2O dans le brut réactionnel soit comprise entre 50% et 70%, de préférence entre 50% et 60%, le reste étant constitué d'A(M)A, d'AC2O et d'anhydride mixte non converti.
Généralement, on conduit la réaction pendant une durée pouvant aller de
6 à 8h, ce qui représente une durée nettement inférieure à celle nécessaire pour une conversion plus poussée des réactifs. Le réacteur est ainsi libéré plus rapidement pour effectuer une nouvelle synthèse et il en résulte une augmentation de la productivité de l'installation.
La température de réaction est généralement comprise entre 500C et 1200C, avantageusement entre 85°C et 1050C. La pression est ajustée en fonction de la température de réaction choisie. En général, elle est comprise entre 20 et 200 mm de Hg (0,0267 et 0,2666 bar). La température du plateau de régulation de la colonne (plateau sensible) est avantageusement ajustée durant la réaction, en fonction de la pression, de façon à correspondre à la température de distillation de l'acide acétique. En opérant ainsi, on obtient une fraction Fi en tête de colonne C1 d'une pureté supérieure à 90% pouvant même dépasser 99% en acide acétique.
Selon l'invention, la réaction est mise en œuvre en présence d'au moins un inhibiteur de polymérisation introduit dans le réacteur et aussi dans la colonne à distiller. Comme exemples d'inhibiteurs de polymérisation, on peut utiliser les composés bien connus de l'homme de l'art, notamment l'hydroquinone, l'éther monométhylique d'hydroquinone, la phénothiazine, le diterbutyl para-crésol (BHT), le 2,4-diméthyl 6-terbutyl phénol (Topanol A), la paraphénylène diamine, le di-tertiobutylcatéchol (BHT), le 4OH-TEMPO (4-hydroxy 2,2,6,6-tétraméthyl-i - piperidinyloxy), ou les dérivés du TEMPO, pris seuls ou en mélange, à raison de 100 à 5000 ppm par rapport au mélange de réactifs.
Selon un mode de réalisation préféré de l'invention, la phase réactionnelle est mise en œuvre en l'absence de catalyseur. Il est cependant possible d'effectuer la réaction en présence d'un catalyseur, tel que des acides sulfoniques sous forme libre ou fixés sur un support polymérique .décrits dans les documents EP 196520 et DE 102006029320 ou les catalyseurs décrits dans la demande de brevet US 2002/0161260 . Dans le cadre de la présente invention où la conversion n'est pas poussée à son terme l'usage de ces catalyseurs ne s'impose pas.
Un bullage d'air, ou d'air appauvri à 8% d'oxygène peut être effectué durant toute la réaction. Le produit brut obtenu à l'issue de la phase réactionnelle est en général limpide, exempt de polymères et débarrassé de l'acide acétique généré au cours de la réaction.
Selon l'étape b) du procédé selon l'invention, ledit produit brut réactionnel, est transféré dans une cuve de stockage intermédiaire S1 lorsque le taux de conversion des réactifs souhaité est atteint. Selon un mode de réalisation particulier de l'invention, la phase réactionnelle est conduite de façon continue et le produit brut réactionnel est soutiré de façon continue en adaptant les conditions opératoires, notamment la température de réaction ainsi que le taux de reflux de la colonne C1 permettant l'élimination de l'acide acétique. La cuve de stockage S1 sert d'alimentation en continu d'une colonne à distiller C2 particulièrement bien adaptée pour l'élimination des réactifs résiduels et des sous-produits légers, tel que l'anhydride mixte formé par réaction d'une mole d'A(M)A avec une mole d'AC2θ. La colonne à distiller C2 a de préférence une efficacité de séparation supérieure à 10 plateaux théoriques, de préférence supérieure à 15 plateaux théoriques. Le garnissage de la colonne peut être un garnissage classique, en vrac ou structuré, ou un mélange de ces deux types de garnissage. Le chauffage de la colonne peut être assuré par un thermosiphon à circulation forcée.
Le débit d'alimentation de la colonne C2 peut varier dans de larges mesures, et dépend de l'installation et de la taille de la colonne.
En tête de colonne C2, on récupère en continu une fraction F2 + F3, comprenant les réactifs non convertis et les sous-produits légers, destinée à être recyclée dans le réacteur R1 (étape d), soit directement en continu, soit après stockage et stabilisation avec un ou plusieurs inhibiteurs de polymérisation. Il a été constaté de façon surprenante une bonne stabilité au stockage de la fraction F2 + F3, alors que dans les procédés correspondant à l'état de l'art la durée de stockage avant polymérisation est relativement courte, ce qui implique de détruire des fractions F2 sans pouvoir les recycler dans le réacteur. Ceci constitue une perte économique, ce qui ne se présente pas dans le cadre du procédé selon l'invention où au contraire un gain en matières premières est observé. En pied de colonne C2, on récupère l'anhydride (méth)acrylique P1 avec une pureté supérieure à 97% sans nécessité de filtration, soit une pureté supérieure à celle généralement obtenue avec les procédés classiques (env 90 -
94%).
L1A(M)A2O issu du procédé selon l'invention peut alors être utilisé directement comme réactif de synthèse, notamment pour préparer, par exemple, du diméthylaminopropyl (méth)acrylate par réaction avec de la diméthylpropylamine).
Selon un mode de réalisation particulier de l'invention, le procédé comporte une étape supplémentaire e) de purification de I1A(M)A2O récupéré en pied de colonne C2 à l'aide d'un appareil à court temps de séjour, tel qu'un évaporateur à film, représenté par l'appareillage C3 à la figure 2, pour éliminer les sous-produits lourds et des inhibiteurs de polymérisation pouvant être présents. L'A(M)A2O ainsi purifié a une pureté d'au moins 99%, donc nettement supérieure à celle pouvant être atteinte avec les procédés classiques. La présente invention est illustrée au moyen des exemples qui suivent sans avoir toutefois de caractère limitatif.
EXEMPLES
Les pourcentages y sont exprimés en poids.
Les abréviations suivantes sont utilisées : AMA2O : anhydride méthacrylique
AMA : acide méthacrylique
AC2O : anhydride acétique
ACOH : acide acétique
Mixte : H2C=C(CH3)C(O)OC(O)CH3 Topanol A : 2,4-diméthyl 6-terbutyl phénol
BHT : 2,6-diterbutyl paracrésol Exemple 1 (comparatif)
Dans un réacteur R1 agité mécaniquement (agitateur hélice 4 pales) en verre de volume utile de 1 L à double enveloppe, surmonté d'une colonne à distiller C1 de 15 plateaux théoriques, avec un condenseur et une tête de reflux, on introduit 302 g d'AC2O, 576 g d'AMA, 0,64 g de Topanol A et 0,19 g de BHT. Un bullage d'air appauvri est maintenu dans le milieu réactionnel pendant toute la durée de la synthèse. La température du réacteur est maintenue pendant la réaction entre 900C et 95°C en baissant progressivement la pression de service de 150 mm Hg à 50 mm Hg. A l'issue de cette phase réactionnelle, soit une durée de 10h, on obtient 478 g d'un brut réactionnel qui contient 70 % d'AMA20. Pendant cette étape, 375 g d'ACOH sont produits et éliminés au fur et à mesure de leur formation par distillation. La distillation des légers (fraction F2 : élimination d'AC2O ; fraction F3 : élimination de l'AMA et du Mixte) est ensuite effectuée en abaissant la pression de tête de colonne à 15 mm Hg et en laissant la température évoluer jusqu'à 1020C. La quantité de F2 et de F3 obtenue est de 100 g. Ces fractions sont rassemblées et stabilisées avec 720 ppm de Topanol A pour être recyclées en une fois à la réaction suivante. L1AMA2O (300 g) est obtenu par distillation d'une fraction F4 . La composition moyenne de la fraction F4 est de 95,5 % d'AMA2O ; 2,5 % de composés lourds ; 1 % d'AMA ; 0,7 % de Mixte. En fin de distillation, le réacteur est fortement encrassé.
Exemple 2 (comparatif)
On conduit la même réaction qu'à l'exemple 1 , sauf que I1AMA2O (330 g) est obtenu après l'élimination des fractions Fi, F2 et F3, comme un pied du réacteur R1 , après vidange du réacteur et filtration sous pression pour éliminer des polymères. La composition moyenne est de 94 % en AMA2O ; 4 % de lourds ; 1 % d'AMA ; 0,7 % de Mixte.
Exemple 3 (selon l'invention)
Le réacteur utilisé pour la phase réactionnelle ainsi que l'alimentation en réactifs et conditions opératoires sont ceux décrits dans l'exemple 1. Au bout de 6 h de réaction, le brut réactionnel représentant 676 g (composition : 60 % d'AMA2O ; 10 % d'AMA ; 15 % d'AC2O ; 11 % de Mixte ; 1 % de lourds + stabilisants) est refroidi et transféré sans difficulté dans une capacité tampon S1 pour alimenter une colonne C2 à raison de 80 g/h à mi-colonne. Aucun encrassement du réacteur n'a été observé.
La colonne C2 a un diamètre de 30 mm et est équipée de garnissage ordonné du type Multiknit. Elle présente un nombre de plateaux théoriques de 20. Le chauffage est assuré par un thermosiphon et le vide par une pompe à palettes. Les 80 g/h de produit brut se partagent comme suit : 48,8 g/h en pied de colonne et le reste, représentant les légers, en tête de colonne. Les produits de tête sont stockés dans une capacité tampon pour être recyclés à la réaction suivante. Le condenseur et le reflux sont stabilisés par une solution à 5 % de Topanol A dans de I1AMA2O. De l'air appauvri est injecté dans le bouilleur. La pression de service est de 15 mm Hg en tête de colonne et la température de pied est de 910C. Le produit de pied de colonne ainsi obtenu contient de I1AMA2O avec une pureté 97,5 %.
La synthèse de diméthylaminopropylamide à partir de diméthylaminopropylamine et des qualités d'AMA2O obtenues à l'issue des exemples comparatifs 1 et 2 et de l'exemple 3 a conduit à de meilleures puretés avec la qualité d'AMA2O obtenue selon l'exemple 3 selon l'invention.

Claims

REVENDICATIONS
1. Procédé de fabrication d'anhydride (méth)acrylique par transanhydrification entre l'acide (méth)acrylique et l'anhydride acétique en présence d'au moins un inhibiteur de polymérisation, caractérisé en ce qu'il comprend les étapes suivantes : a) on conduit la réaction dans un réacteur R1 surmonté d'une colonne à distiller C1 jusqu'à conversion partielle des réactifs, b) on transfère le mélange réactionnel brut issu de l'étape a) dans une cuve de stockage intermédiaire S1 qui alimente en continu une seconde colonne à distiller C2, c) on récupère en pied de colonne C2 l'anhydride (méth)acrylique et en tête de colonne une fraction comprenant essentiellement les réactifs non convertis et les sous-produits légers d) on recycle dans le réacteur R1 la fraction de tête de colonne C2 en une fois ou en continu.
2. Procédé selon la revendication 1 caractérisé en que la teneur en anhydride (méth)acrylique dans le brut réactionnel à l'issue de l'étape a) est au plus égale à 75%, de préférence comprise entre 50% et 70%.
3. Procédé selon la revendication 1 ou 2 caractérisé en ce que l'étape a) est réalisée de façon discontinue.
4. Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 3 caractérisé en ce que l'étape a) est réalisée de façon discontinue avec introduction d'une charge initiale, puis addition différée d'un ou des réactif(s), en continu ou en discontinu, pendant la durée de la réaction.
5. Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 caractérisé en ce que l'étape a) et le soutirage du produit brut réactionnel sont réalisés de façon continue.
6. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes caractérisé en ce que la phase réactionnelle a) est mise en œuvre en l'absence de catalyseur.
7. Procédé selon l'une quelconque des revendications précédentes comportant en outre une étape e) de purification de I1A(M)A2O récupéré en pied de colonne C2 à l'aide d'un appareil à court temps de séjour.
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