ES2198339T3 - Proceso para la separacion y la purificacion de una mezcla acuosa a base de los componentes principales acido acetico y acido formico. - Google Patents
Proceso para la separacion y la purificacion de una mezcla acuosa a base de los componentes principales acido acetico y acido formico.Info
- Publication number
- ES2198339T3 ES2198339T3 ES00952982T ES00952982T ES2198339T3 ES 2198339 T3 ES2198339 T3 ES 2198339T3 ES 00952982 T ES00952982 T ES 00952982T ES 00952982 T ES00952982 T ES 00952982T ES 2198339 T3 ES2198339 T3 ES 2198339T3
- Authority
- ES
- Spain
- Prior art keywords
- solvent
- column
- acetic acid
- formic acid
- acid
- 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.)
- Expired - Lifetime
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
- C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
- C07C51/48—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by liquid-liquid treatment
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C51/00—Preparation of carboxylic acids or their salts, halides or anhydrides
- C07C51/42—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
- C07C51/43—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation
- C07C51/44—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change of the physical state, e.g. crystallisation by distillation
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S203/00—Distillation: processes, separatory
- Y10S203/08—Waste heat
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC
- Y10S—TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y10S203/00—Distillation: processes, separatory
- Y10S203/20—Power plant
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
Abstract
Proceso para la separación y purificación de una mezcla acuosa a base de los componentes principales ácido acético, ácido fórmico y compuestos de punto de ebullición elevado por extracción, mediante un disolvente en un proceso cíclico, caracterizado porque la corriente de refinado con una gran parte del agua se envía a una columna (11) de separación por arrastre del disolvente para eliminar el agua del circuito, y la corriente de extracto se conduce a una columna (8) de destilación del disolvente, de la que se separa por cabeza en una primera etapa una mezcla (A), constituida por agua y disolvente, y por el acumulador de fondo una mezcla (B), constituida por ácido acético, ácido fórmico y compuestos de punto de ebullición elevado, y la mezcla (B), después de la separación del ácido fórmico en la columna (29), se fracciona a continuación en una columna de destilación de ácido acético (5) en ácido acético puro y compuestos de punto de ebullición elevado, y la mezcla (A) se envía a un separador de fases (25), reciclándose la fase acuosa, junto con porciones residuales de disolvente a la columna (11) de separación por arrastre del disolvente, y reciclándose la fase orgánica al extractor (7).
Description
Proceso para la separación y la purificación de
una mezcla acuosa a base de los componentes principales ácido
acético y ácido fórmico.
La invención se refiere a un proceso para la
separación y la purificación de una mezcla acuosa de reacción a
base de los componentes principales ácido acético y ácido
fórmico.
Al realizar la preparación de ácido acético
mediante reacciones catalíticas de oxidación de hidrocarburos
saturados y/o insaturados, tales como por ejemplo la oxidación en
fase gaseosa de hidrocarburos C_{4}, resultan corrientes de
productos, que como componentes principales contienen ácido
acético, ácido fórmico y agua en diversas composiciones.
Para el tratamiento ulterior, estas corrientes de
productos deben ser separadas en sus componentes individuales. Una
separación por destilación de una mezcla ternaria de ácidos y agua,
a base de ácido acético, ácido fórmico y agua, en sus componentes
puros plantea por ejemplo considerables problemas, puesto que el
sistema, junto con el azeótropo máximo binario agua-ácido fórmico,
contiene adicionalmente un azeótropo ternario del tipo de silla de
montar agua-ácido fórmico-ácido acético.
Si una de tales mezclas contiene una alta
concentración de agua, al realizar la separación por destilación
se establece un enorme consumo adicional de energía, puesto que el
agua total debe ser separada por destilación como el componente que
hierve a temperatura mínima, por la cabeza de una columna.
Hunsmann y Simmrock
(Chemie-Ing.-Tech., 38, 1966), para la separación
de mezclas acuosas con un contenido en ácido acético mayor que 60%
en peso y un contenido en ácido fórmico de 5% en peso, recomiendan
la aplicación de la destilación azeotrópica con el fin de facilitar
la separación y de reducir la energía que se necesita para ello.
Como agente de arrastre del azeótropo para la deshidratación se
propone el etil-n-butiléter. El
azeótropo a base de agua y agente de arrastre hierve a
aproximadamente 91°C y contiene aproximadamente 10% en peso de
agua. El agente de arrastre
etil-n-butiléter no forma en tal
caso ningún azeótropo con ácido fórmico ni con ácido acético.
En el documento DE-A 1204214,
para efectuar la separación de ácido fórmico se recomienda la
rectificación azeotrópica con cloruro de n-butilo
como agente de arrastre. En este proceso resulta desventajosa la
utilización de hidrocarburos clorados como agentes de arrastre.
Por el documento US-A 5633402 se
conoce un proceso para la separación de mezclas binarias de ácido
fórmico y ácido acético mediante destilación azeotrópica. Como
agente de arrastre para el ácido fórmico se utiliza en tal caso
formiato de metilo. No se describe en este proceso ninguna
separación de agua.
Por los documentos DE-A 4426132,
EP-A 0635474 y DE-A 19610356
(US-A 5662780), se conocen diferentes procesos
para la purificación y para la deshidratación de ácido acético
mediante azeótropos con diferentes agentes de arrastre. Sin
embargo, ninguno de estos procesos describe la deshidratación de
una mezcla a base de ácido acético y ácido fórmico.
Por los documentos US-A 5173156,
US-A 5006205, US-A 4877490 y
US-A 4935100 se conocen procesos para la
deshidratación de ácido fórmico mediante rectificación extractiva.
En tales casos se mencionan como agentes de arrastre por ejemplo
ciclohexanona, ácido oxálico, ácido decanoico y salicilato de
metilo.
Los documentos EP-A 156309
(CA-A 1238919) y EP-A 12321
(US-A 4262140) describen la deshidratación de ácido
fórmico mediante rectificación extractiva con carboxamidas como
materias auxiliares. Sin embargo, ninguno de estos procesos
describe la deshidratación de una mezcla de ácido acético y ácido
fórmico.
Por el informe "Process Economics Program"
Nº 37A (1973) del Stanford Research Institute se conoce un proceso
para la separación de una mezcla acuosa constituida a base de
aproximadamente 42% en peso de ácido acético y 2% en peso de ácido
fórmico. En tal caso la mezcla acuosa se concentra mediante
extracción en contracorriente con diisopropil-éter. En la columna
de deshidratación y recuperación del disolvente se separa el agua
por destilación en forma de azeótropo de agua y diisopropil-éter
por cabeza. El producto de colas, una mezcla de ácido acético y
ácido fórmico con aproximadamente 0,12% en peso de agua, se separa
ulteriormente por rectificación azeotrópica. Como agente de
arrastre para el ácido fórmico se utiliza benceno. En este proceso
constituye una gran desventaja la escasa calidad del ácido fórmico
separado, que contiene todavía aproximadamente 1% en peso de ácido
acético, aproximadamente 2% en peso de agua y aproximadamente 7% en
peso de benceno. La utilización de benceno en este proceso y el
contenido residual de benceno en el ácido fórmico hacen sin embargo
que este proceso no sea atractivo.
Todos los procesos conocidos en la técnica
anterior, o bien son apropiados solamente para separar mezclas
binarias tales como ácido acético-agua, ácido
fórmico-agua y ácido acético-ácido fórmico, o son
utilizables económicamente sólo para mezclas acuosas de ácidos, en
las que existe una alta concentración de ácido (> 60% en peso).
Además, algunos de los procesos conocidos, debido a que emplean
benceno o hidrocarburos clorados, ya no son aceptables desde los
puntos de vista actuales de seguridad y compatibilidad con el
medio ambiente.
Subsistía por lo tanto la misión de poner a
disposición un proceso para la separación de una mezcla acuosa
ternaria de ácidos en sus componentes puros, que no posea las
desventajas mencionadas de la técnica anterior.
Se ha encontrado ahora que la separación y
purificación de una mezcla a base de los componentes principales
ácido acético, ácido fórmico, agua y compuestos de punto de
ebullición elevado (denominada en lo sucesivo ácido bruto) son
realizables de modo particularmente satisfactorio, si en una primera
etapa se extrae mediante un disolvente en un proceso cíclico y a
continuación la corriente de extracto, que está constituida
predominantemente por disolvente, ácido acético, ácido fórmico,
compuestos de punto de ebullición elevado y agua, se fracciona en
una sucesión de etapas de destilación en los siguientes
constituyentes: disolvente, que se recicla a la extracción, agua,
ácido fórmico, ácido acético y compuestos de punto de ebullición
elevado, y la corriente de refinado se libera del disolvente en una
etapa de destilación ulterior mediante una columna de separación
por arrastre del disolvente.
Es objeto de la invención un proceso para la
separación y purificación de una mezcla acuosa a base de los
componentes principales ácido acético, ácido fórmico y compuestos
de punto de ebullición elevado por extracción, mediante un
disolvente en un proceso cíclico, caracterizado porque la corriente
de refinado con una gran parte del agua se envía a una columna (11)
de separación por arrastre del disolvente para eliminar el agua del
circuito, y la corriente de extracto se conduce a una columna (8)
de destilación del disolvente, de la que se separa por cabeza en
una primera etapa una mezcla (A), constituida por agua y
disolvente, y por el acumulador de fondo una mezcla (B),
constituida por ácido acético, ácido fórmico y compuestos de punto
de ebullición elevado, y la mezcla (B), después de la separación
del ácido fórmico en la columna (29), se fracciona a continuación
en una columna de destilación de ácido acético (5) en ácido acético
puro y en compuestos de punto de ebullición elevado, y la mezcla
(A) se envía a un separador de fases (25), reciclándose la fase
acuosa resultante, junto con porciones restantes de disolvente a
la columna (11) de separación por arrastre del disolvente, y
reciclándose la fase orgánica al extractor (7).
En la primera etapa (extracción) del proceso de
acuerdo con la invención (Figura 1) el ácido bruto empleado, que
está constituido por proporciones variables de ácido acético,
ácido fórmico, agua y compuestos de punto de ebullición elevado, se
envía a un extractor (7) por una tubería (6) y se pone en contacto
con un disolvente. El extractor (7) puede estar constituido en este
caso por una sola etapa o preferiblemente por múltiples etapas. La
corriente de disolvente puede estar dirigida en este proceso en la
dirección de la corriente del ácido bruto o se puede disponer
preferentemente en contracorriente con el ácido bruto. Como
disolventes se pueden utilizar en este caso éteres, ésteres,
cetonas, alcoholes, hidrocarburos saturados, insaturados y cíclicos
con 4 a 8 átomos de carbono y sus mezclas, con preferencia éteres
y ésteres con 4 a 7 átomos de carbono, y con especial preferencia
metil-terc.butiléter, diisopropiléter,
di-n-propiléter, etilbutiléter,
acetato de etilo y acetato de isopropilo, en una relación de mezcla
respecto al ácido bruto (volumen/volumen) comprendida entre 0,5 y
20 veces, con preferencia entre 1 y 5 veces, y con especial
preferencia entre 1,5 y 3,5 veces (relación en volumen/volumen). La
extracción puede tener lugar en un intervalo de temperaturas y
presiones, en el cual el disolvente de extracción y el ácido bruto
se encuentran en estado líquido y como fases separadas, es decir,
con miscibilidad incompleta. Se prefiere un intervalo de
temperaturas de 0°C a 60°C y un intervalo de presiones de
1*10^{5} hasta 20*10^{5} Pa.
El refinado obtenido en el extractor (7) se envía
por la tubería (15) a la columna (11) de separación por arrastre
del disolvente, de la cual se retira agua pura por el acumulador de
fondo (tubería (13)). El producto de cabeza de la columna de
separación por arrastre del disolvente se envía a un separador de
fases (9). La fase acuosa allí resultante vuelve por la tubería
(10) a la cabeza de la columna (11) de separación por arrastre del
disolvente, y la fase orgánica resultante se recicla por la tubería
(14) al extractor (7).
El extracto retirado del extractor (7), que
contiene proporciones variables de disolvente, ácido acético, ácido
fórmico, agua y compuestos de punto de ebullición elevado, se envía
desde el extractor a una columna (8) de destilación del
disolvente.
La columna (8) de destilación del disolvente se
puede hacer funcionar a la presión normal, o preferiblemente a
presión elevada.
La columna (8) de destilación del disolvente se
hace funcionar en este caso con preferencia a una presión de
1*10^{5} a 50*10^{5} Pa, con más preferencia de 1*10^{5} a
25*10^{5} Pa, y con especial preferencia de 1*10^{5} a
5*10^{5} Pa.
En esta columna, el extracto se fracciona por
destilación en dos corrientes parciales. Una corriente parcial
(mezcla (A)), que está constituida por una mezcla de un disolvente
y agua, se retira en este caso por cabeza de la columna y se envía
(por la tubería (24)) a un separador de fases (25). La fase acuosa
con proporciones residuales de disolvente se separa por la tubería
(26) y se envía a la columna (11) de separación por arrastre del
disolvente, con preferencia por el punto de alimentación del
refinado. La fase orgánica se retira por la tubería (27) y se
recicla al extractor (7).
La segunda corriente parcial (mezcla (B))
obtenida de la columna (8), que está constituida por los
componentes ácido acético, ácido fórmico y compuestos de punto de
ebullición elevado, se retira de la columna (8) de destilación del
disolvente por el acumulador de fondo y se introduce (por la
tubería (28)) en una columna de destilación (29) intercalada. La
columna (29) se hace funcionar asimismo a la presión normal, con
preferencia a presión elevada a 1*10^{5} hasta 50*10^{5} Pa,
con más preferencia a 1*10^{5} hasta 25*10^{5} Pa, y con
especial preferencia a 1*10^{5} hasta 5*10^{5} Pa. De esta
columna (29) se retira por cabeza el ácido fórmico puro por la
tubería (19). Por el acumulador de fondo se retira una mezcla de
ácido acético y compuestos de punto de ebullición elevado que está
exenta de ácido fórmico, y se envía por la tubería (31) a una
columna (5) de destilación del ácido acético, en la que tiene lugar
el fraccionamiento de la corriente residual en ácido acético puro
y compuestos de punto de ebullición elevado. El ácido acético se
retira por cabeza por la tubería (17) y los compuestos de punto de
ebullición elevado se separan desde el acumulador de fondo por la
tubería (18).
En una forma especial de realización (Figura 2)
del proceso de acuerdo con la invención, la columna (8) de
destilación del disolvente se hace funcionar de tal manera que desde
la parte inferior y por la tubería (28) se arrastra conjuntamente
una parte del agua y junto con el ácido acético, el ácido fórmico y
los compuestos de punto de ebullición elevado se transfiere a la
columna de destilación (29) intercalada. En este caso, se retira de
la columna de destilación (29) por una extracción lateral
adicional el agua junto con pequeñas proporciones de ácido acético y
ácido fórmico por la tubería (35), y se desecha o se recicla por la
tubería (35) a la entrada de ácido bruto (6) o a otro punto del
extractor (7).
En esta forma de realización, la misión de
separación en la columna (8) de destilación del disolvente se
simplifica esencialmente, en comparación con el proceso que se
muestra en la Figura 1, por el arrastre conjunto de agua. Además,
mediante la extracción lateral adicional en la columna (29) de
destilación de ácido fórmico se simplifica también el
fraccionamiento en ácido fórmico puro y en el producto de colas,
que contiene ácido acético y compuestos de punto de ebullición
elevado.
En otra forma adicional de realización (Figura 3)
del proceso de acuerdo con la invención, la columna (8) de
destilación del disolvente, con el fin de facilitar la separación,
se hace funcionar asimismo de manera tal que la corriente parcial
(mezcla (E)) separada en el acumulador de fondo por la tubería (28)
contiene todavía pequeñas cantidades de agua.
Este producto de colas, que está constituido por
ácido acético, ácido fórmico y restos de agua, se fracciona en una
columna de destilación (29) intercalada, en un producto de colas
exento de ácido fórmico, que contiene ácido acético y compuestos de
punto de ebullición elevado, y en un producto mixto de cabezas que
contiene ácido fórmico, agua y pequeñas cantidades de ácido
acético.
El producto de cabezas de la columna de
destilación (29), que contiene ácido fórmico, agua y pequeñas
cantidades de ácido acético, se envía a continuación por la
tubería (19) a la columna (33) de destilación y rectificación de
ácido fórmico. Esta columna (33) se hace funcionar en este caso con
una presión más baja que la columna de destilación (29)
intercalada. La diferencia de presiones entre la columna (33) y la
columna (29) es en tal caso de 0,1*10^{5} Pa a 25*10^{5} Pa,
con preferencia de 0,5*10^{5} Pa a 5*10^{5} Pa. En la columna
(33) de destilación y rectificación de ácido fórmico, la corriente
de productos se fracciona en ácido fórmico puro por la tubería
(34) como producto de cabezas y un producto mixto de colas que
contiene ácido acético, ácido fórmico y agua. Este producto de
colas se recicla por la tubería (32) a la corriente de extracto o
a otro punto de alimentación de la columna (8) de destilación del
disolvente.
La corriente de refinado (15) procedente del
extractor (7) y la fase acuosa (26) procedente del recipiente (25)
de separación de fases se envían a la columna (11) de separación
por arrastre del disolvente. Del acumulador de fondo de esta
columna se retira, por la tubería (13), agua pura. El producto de
cabezas de esta columna se envía al separador de fases (9). La fase
orgánica allí resultante se recicla al extractor (7), y la fase
acuosa se alimenta por la tubería (10) a la cabeza de la columna
(11) de separación por arrastre.
Constituye una gran ventaja en esta realización
del proceso el hecho de que mediante la destilación y rectificación
(33) adicionales de ácido fórmico a una presión menor que en la
columna de separación (29) los requerimientos en cuanto a agudeza
de separación en la columna de separación (29) son manifiestamente
menores. De ello resulta un manifiesto ahorro de energía junto con
una pureza notablemente mejorada del ácido fórmico con respecto a
los procesos comparativos.
Además, el calor de condensación de la columna de
destilación (29) se puede utilizar por su valor de composición
térmica para el calentamiento de la columna (33) de destilación
del ácido fórmico y la columna (11) de destilación del disolvente.
El calor de reacción de las reacciones efectuadas previamente a
estos procesos de separación, por ejemplo una oxidación catalítica
en fase gaseosa de hidrocarburos, se puede utilizar asimismo para
el calentamiento de la columna (8) de destilación del disolvente, de
la columna de destilación (29), de la columna (33) de destilación
de ácido fórmico y de la columna (5) de destilación del ácido
acético.
En los ejemplos siguientes se ilustra el proceso
de acuerdo con la invención con mayor detalle, haciendo referencia
a las Figuras:
En un dispositivo de acuerdo con la forma de
realización de la Figura 3 se envió al extractor (7) (columna de
extracción en contracorriente provista de un relleno estacionario
de acero inoxidable, con fase orgánica dispersada) por la tubería
(6) una corriente de ácido bruto que estaba constituida por 12,9
kg/h de ácido acético, 2,6 kg/h de ácido fórmico, 48,4 kg/h de agua
y 0,8 kg/h de compuestos de punto de ebullición elevado. Por la
tubería (27) y la tubería (14) se envió al extractor (7) en estado
estacionario una corriente de retorno de disolvente, que contenía
135,4 kg/h de metil-terc.butiléter (MTBE), 4,0
kg/h de agua, 0,5 kg/h de ácido acético y 0,2 kg/h de ácido
fórmico. La corriente de extracto que abandonaba el extractor (7)
se componía de 133,9 kg/h de MTBE, 13,1 kg/h de ácido acético, 8,1
kg/h de agua, 2,6 kg/h de ácido fórmico y 0,1 kg/h de compuestos de
punto de ebullición elevado. La corriente de refinado que
abandonaba el extractor (7) por la tubería (15) se componía de
44,7 kg/h de agua, 1,5 kg/h de MTBE, 0,4 kg/h de ácido acético, 0,2
kg/h de ácido fórmico y 0,7 kg/h de compuestos de punto de
ebullición elevado.
La columna (8) de destilación del disolvente y la
columna de destilación (29) se hicieron funcionar a una presión de
2,75*10^{5} Pa. La columna (33) de rectificación de ácido fórmico
y la columna (5) de rectificación de ácido acético se hicieron
funcionar ambas a una presión de 1*10^{5} Pa.
Por el acumulador de fondo de la columna (8) de
destilación del disolvente se retiró por la tubería (28) a una
temperatura de 147°C una corriente constituida por 13,4 kg/h de
ácido acético, 3,7 kg/h de ácido fórmico, 0,2 kg/h de agua y 0,1
kg/h de compuestos de punto de ebullición elevado. Del separador de
fases (25) que estaba unido por la tubería (24) con la cabeza de la
columna (8), se recicló por la tubería (27) una fase orgánica que
contenía 133,8 kg/h de MTBE,
\hbox{0,5 kg/h} de ácido
acético, 0,2 kg/h de ácido fórmico y 4,1 kg/h de agua a la entrada
para disolvente del extractor (7). La corriente de salida de la
fase acuosa por la tubería (26) se componía de 0,03 kg/h de ácido
acético, 0,01 kg/h de ácido fórmico, 4,1 kg/h de agua y 0,1 kg/h de
MTBE.
Por el acumulador de fondo de la columna de
destilación (29) se retiró por la tubería (31) a una temperatura
de 154,1°C una corriente que contenía 12,6 kg/h de ácido acético y
0,1 kg/h de compuestos de punto de ebullición elevado. Por el
acumulador de fondo de la columna (5) de rectificación de ácido
acético se retiró por la tubería (18) a una temperatura de 143,6°C
una corriente que con- tenía 0,06 kg/h de ácido acético y 0,1 kg/h
de compuestos de punto de ebullición elevado.
La corriente de salida de la cabeza de la columna
(33) de rectificación de ácido fórmico por la tubería (34)
ascendía a 2,4 kg/h de ácido fórmico. Por la tubería (32) se
recicló desde el acumulador de fondo de la columna (33) de
rectificación de ácido fórmico a una temperatura de 106,2°C una
corriente que estaba constituida por 0,8 kg/h de ácido acético,
1,3 kg/h de ácido fórmico y 0,2 kg/h de agua a la entrada en la
columna (8) de destilación del disolvente.
La corriente de salida de agua por la tubería
(13) desde el acumulador de fondo de la columna (11) de separación
por arrastre del disolvente contenía 48,4 kg/h de agua, 0,4 kg/h
de ácido acético, 0,2 kg/h de ácido fórmico y 0,7 kg/h de
compuestos de punto de ebullición elevado. La corriente de retorno
de fase orgánica por la tubería (14) desde el recipiente (9) de
separación de fases de la columna (11) de separación por arrastre
del disolvente hacia la entrada de disolvente del extractor (7),
se componía de 1,6 kg/h de MTBE, 0,01 kg/h de ácido acético, 0,01
kg/h de ácido fórmico y 0,05 kg/h de agua.
Con el fin de fraccionar la mezcla de ácido bruto
en 2,4 kg/h de ácido fórmico de 99,9% en peso, 12,5 kg/h de ácido
acético de 99,9% en peso y 49,6 kg/h de agua de 97,5% en peso se
necesitó, sin calentamiento previo de la alimentación antes de las
columnas de destilación, el consumo de energía siguiente:
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (8) de destilación del disolvente: 20,5 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna de separación (29): 10 kW Calentamiento por el acumulador
de fondo de la columna (33) de rectificación de ácido fórmico: 5
kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (5) de rectificación de ácido acético: 3,4 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (11) de separación por arrastre del disolvente: 4 kW.
La suma de 43 kW corresponde a 2,87 kW por kg de
ácido.
En un dispositivo de acuerdo con la forma de
realización de la Figura 3 se envió al extractor (7) (columna de
extracción en contracorriente provista de un relleno estacionario
de acero inoxidable, con fase orgánica dispersada) por la tubería
(6) una corriente de ácido bruto que contenía 12,9 kg/h de ácido
acético, 2,6 kg/h de ácido fórmico, 48,4 kg/h de agua y 0,8 kg/h de
compuestos de punto de ebullición elevado. Por la tubería (27) y la
tubería (14) se envió al extractor (7) una corriente de retorno de
disolvente que contenía 135,4 kg/h de
metil-terc.butiléter (MTBE), 4,0 kg/h de agua, 0,5
kg/h de ácido acético y 0,2 kg/h de ácido fórmico. La corriente de
extracto que abandonaba el extractor (7) se componía de 133,9 kg/h
de MTBE, 13,1 kg/h de ácido acético, 8,1 kg/h de agua, 2,6 kg/h de
ácido fórmico y 0,1 kg/h de compuestos de punto de ebullición
elevado. La corriente de refinado que abandonaba el extractor (7)
por la tubería (15) se componía de 44,6 kg/h de agua, 1,5 kg/h de
MTBE, 0,4 kg/h de ácido acético, 0,2 kg/h de ácido fórmico y 0,7
kg/h de compuestos de punto de ebullición elevado.
La columna (8) de destilación del disolvente y la
columna de destilación (29) se hicieron funcionar a una presión de
1,0*10^{5} Pa. La columna (33) de rectificación de ácido fórmico
se hizo funcionar a una presión de 0,25*10^{5} Pa. La columna (5)
de rectificación de ácido acético se hizo funcionar a una presión
de 1*10^{5} Pa.
Por el acumulador de fondo de la columna (8) de
destilación del disolvente se retiró a una temperatura de 110°C,
por la tubería (28), una corriente que contenía 13,4 kg/h de ácido
acético, 3,7 kg/h de ácido fórmico, 0,2 kg/h de agua y 0,1 kg/h de
compuestos de punto de ebullición elevado. Del separador de fases
(25), que estaba unido por la tubería (24) con la cabeza de la
columna (8), se recicló por la tubería (27) una fase orgánica que
contenía 133,8 kg/h de MTBE, 0,5 kg/h de ácido acético, 0,2 kg/h de
ácido fórmico y 4,0 kg/h de agua a la entrada de disolvente del
extractor (7). La corriente de salida de la fase acuosa por la
tubería (26) se componía de 0,03 kg/h de ácido acético, 0,01 kg/h
de ácido fórmico, 4,0 kg/h de agua y 0,1 kg/h de MTBE.
Por el acumulador de fondo de la columna de
destilación (29) se retiró a una temperatura de 117,8°C por la
tubería (31) una corriente que estaba constituida por 12,6 kg/h de
ácido acético y 0,1 kg/h de compuestos de punto de ebullición
elevado. Por el acumulador de fondo de la columna (5) de
rectificación de ácido acético se retiró por la tubería (18) a una
temperatura de 143,6°C una corriente que estaba constituida por 0,1
kg/h de ácido acético y 0,1 kg/h de compuestos de punto de
ebullición elevado.
La corriente de salida de la cabeza de la columna
(33) de rectificación de ácido fórmico por la tubería (34)
ascendía a 2,4 kg/h de ácido fórmico. Por la tubería (32) se
recicló desde el acumulador de fondo de la columna (33) de
rectificación de ácido fórmico a una temperatura de 68,6°C, una
corriente que estaba constituida por 0,8 kg/h de ácido acético,
1,3 kg/h de ácido fórmico y 0,2 kg/h de agua a la entrada de la
columna (8) de destilación del disolvente.
La corriente de salida de agua por la tubería
(13) desde el acumulador de fondo de la columna (11) de separación
por arrastre del disolvente contenía 48,4 kg/h de agua, 0,4 kg/h
de ácido acético, 0,2 kg/h de ácido fórmico y 0,7 kg/h de
compuestos de punto de ebullición elevado. La corriente de retorno
de la fase orgánica por la tubería (14) desde el recipiente (9) de
separación de fases de la columna (11) de separación por arrastre
del disolvente hacia la entrada de disolvente del extractor (7) se
componía de 1,6 kg/h de MTBE, 0,01 kg/h de ácido acético, 0,01 kg/h
de ácido fórmico y 0,01 kg/h de agua.
Con el fin de fraccionar la mezcla de ácido bruto
en 2,4 kg/h de ácido fórmico de 99,9% en peso, 12,5 kg/h de ácido
acético de 99,9% en peso y 49,6 kg/h de agua de 97,5% en peso se
necesitó, sin calentamiento previo de la alimentación antes de las
columnas de destilación, el consumo de energía siguiente:
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (8) de destilación del disolvente: 30 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna de separación (29): 18 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (33) de rectificación de ácido fórmico: 3 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (5) de rectificación de ácido acético: 5 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (11) de separación por arrastre del disolvente: 4,5 kW.
La suma de 60,5 kW corresponde a 4,05 kW por kg
de ácido.
En un dispositivo de acuerdo con la forma de
realización de la Figura 2 se envió al extractor (7) (columna de
extracción en contracorriente provista de un relleno estacionario
de acero inoxidable, con fase orgánica dispersada) por la tubería
(6) una corriente de ácido bruto que estaba constituida por 12,8
kg/h de ácido acético, 2,5 kg/h de ácido fórmico, 48,6 kg/h de agua
y 0,8 kg/h de compuestos de punto de ebullición elevado. Por la
tubería (27) y la tubería (14) se envió al extractor (7) una
corriente de retorno de disolvente, que estaba constituida por 179,7
kg/h de metil-terc.butiléter (MTBE), 1,9 kg/h de
agua, 0,4 kg/h de ácido acético y 0,1 kg/h de ácido fórmico. La
corriente de extracto que abandonaba el extractor (7) se componía
de 178,3 kg/h de MTBE, 13,1 kg/h de ácido acético, 9,8 kg/h de
agua, 2,6 kg/h de ácido fórmico y 0,2 kg/h de compuestos de punto
de ebullición elevado. La corriente de refinado que abandonaba el
extractor (7) por la tubería (15) se componía de 40,7 kg/h de agua,
1,3 kg/h de MTBE, 0,2 kg/h de ácido acético, 0,1 kg/h de ácido
fórmico y 0,6 kg/h de compuestos de punto de ebullición
elevado.
La columna (8) de destilación del disolvente y la
columna de destilación (29) se hicieron funcionar a una presión de
2,75*10^{5} Pa. La columna (5) de rectificación de ácido acético
se hizo funcionar a una presión de 1*10^{5} Pa.
Por el acumulador de fondo de la columna (8) de
disolvente se retiró, por la tubería (28) a una temperatura de
148,7°C, una corriente que contenía 12,6 kg/h de ácido acético, 2,4
kg/h de ácido fórmico, 0,1 kg/h de agua y 0,2 kg/h de compuestos de
punto de ebullición elevado. La corriente parcial separada por
cabeza de la columna por la tubería (24) se envió al separador de
fases (25) y se separó en el mismo. La fase orgánica obtenida, que
estaba constituida por 177,9 kg/h de MTBE, 0,4 kg/h de ácido
acético, 0,1 kg/h de ácido fórmico y 1,8 kg/h de agua, se recicló
al extractor (7) por la tubería (27). La corriente de salida de la
fase acuosa que pasaba por la tubería (26) se componía de 0,03
kg/h de ácido acético, 0,02 kg/h de ácido fórmico, 7,8 kg/h de agua
y 0,4 kg/h de MTBE.
Por el acumulador de fondo de la columna de
destilación (29) se retiró, por la tubería (31) a una temperatura
de 154,2°C, una corriente que estaba constituida por 12,5 kg/h de
ácido acético, 0,01 kg/h de ácido fórmico y 0,1 kg/h de compuestos
de punto de ebullición elevado. Por el acumulador de fondo de la
columna (5) de rectificación de ácido acético se retiró, por la
tubería (18) a una temperatura de 150°C, una corriente de 0,04 kg/h
de ácido acético y 0,1 kg/h de compuestos de punto de ebullición
elevado.
La corriente de salida de la cabeza de la columna
de destilación (29), que pasaba por la tubería (19), contenía 0,01
kg/h de ácido acético, 2,4 kg/h de ácido fórmico y 0,01 kg/h de
agua. Por la tubería (35) se retiró de la columna (29) una
corriente de extracción lateral, que contenía 0,05 kg/h de ácido
acético, 0,8 kg/h de ácido fórmico y 0,1 kg/h de agua.
La corriente de salida de agua que pasaba por la
tubería (13) desde el acumulador de fondo de la columna (11) de
separación por arrastre del disolvente contenía 48,5 kg/h de agua,
0,3 kg/h de ácido acético, 0,08 kg/h de ácido fórmico y 0,6 kg/h de
compuestos de punto de ebullición elevado. La corriente de retorno
de la fase orgánica al extractor que pasaba por la tubería (14)
desde el recipiente (9) de separación de fases de la columna (11)
de separación por arrastre del disolvente se componía de 1,7 kg/h de
MTBE, 0,01 kg/h de ácido acético, 0,01 kg/h de ácido fórmico y
0,05 kg/h de agua.
Con el fin de fraccionar la mezcla de ácido bruto
en 1,6 kg/h de ácido fórmico de 98,6% en peso, 12,5 kg/h de ácido
acético de 99,99% en peso y 49,4 kg/h de agua de 98,1% en peso se
necesitó, sin calentamiento previo de la alimentación antes de las
columnas de destilación, el consumo de energía siguiente:
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (8) de destilación del disolvente: 22,5 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna de separación (29): 10 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (5) de rectificación de ácido acético: 4 kW
Calentamiento por el acumulador de fondo de la
columna (11) de separación por arrastre del disolvente: 4,5 kW.
La suma de 41 kW corresponde a 2,9 kW por kg de
ácido.
Claims (17)
1. Proceso para la separación y purificación de
una mezcla acuosa a base de los componentes principales ácido
acético, ácido fórmico y compuestos de punto de ebullición elevado
por extracción, mediante un disolvente en un proceso cíclico,
caracterizado porque la corriente de refinado con una gran
parte del agua se envía a una columna (11) de separación por
arrastre del disolvente para eliminar el agua del circuito, y la
corriente de extracto se conduce a una columna (8) de destilación
del disolvente, de la que se separa por cabeza en una primera
etapa una mezcla (A), constituida por agua y disolvente, y por el
acumulador de fondo una mezcla (B), constituida por ácido acético,
ácido fórmico y compuestos de punto de ebullición elevado, y la
mezcla (B), después de la separación del ácido fórmico en la
columna (29), se fracciona a continuación en una columna de
destilación de ácido acético (5) en ácido acético puro y compuestos
de punto de ebullición elevado, y la mezcla (A) se envía a un
separador de fases (25), reciclándose la fase acuosa, junto con
porciones residuales de disolvente a la columna (11) de separación
por arrastre del disolvente, y reciclándose la fase orgánica al
extractor (7).
2. Proceso según la reivindicación 1,
caracterizado porque la columna (8) de destilación del
disolvente se hace funcionar a presión normal.
3. Proceso según la reivindicación 1,
caracterizado porque la columna (8) de destilación del
disolvente se hace funcionar a presión elevada entre 1*10^{5} y
50*10^{5} Pa.
4. Proceso según las reivindicaciones 1 a 3,
caracterizado porque el extractor se hace funcionar en una
sola etapa o en etapas múltiples.
5. Proceso según las reivindicaciones 1 a 4,
caracterizado porque la circulación del disolvente en
circuito cerrado en el extractor discurre en contracorriente con
el ácido bruto.
6. Proceso según las reivindicaciones 1 a 5,
caracterizado porque como disolvente se emplean
hidrocarburos saturados, insaturados y/o cíclicos con 4 a 8 átomos
de carbono.
7. Proceso según las reivindicaciones 1 a 5,
caracterizado porque como disolvente se emplean uno o varios
compuestos del grupo que comprende éteres, ésteres, cetonas,
hidrocarburos y alcoholes.
8. Proceso según las reivindicaciones 1 a 7,
caracterizado porque como disolvente se utilizan uno o
varios compuestos del grupo que comprende
metil-terc.butiléter, diisopropiléter,
di-n-propiléter,
etil-butiléter, acetato de etilo y acetato de
isopropilo.
9. Proceso según las reivindicaciones 1 a 8,
caracterizado porque la extracción se lleva a cabo a
temperaturas de 0 a 60°C y presiones de 1*10^{5} a 20*10^{5}
Pa.
10. Proceso según las reivindicaciones 1 a 9,
caracterizado porque el disolvente se encuentra en una
relación de mezcla respecto al ácido bruto (volumen/volumen)
comprendida entre 0,5 y 20 veces.
11. Proceso según las reivindicaciones 1 a 10,
caracterizado porque la columna de destilación (29)
intercalada se hace funcionar a una presión de 1*10^{5} Pa a
50*10^{5} Pa.
12. Proceso según las reivindicaciones 1 a 11,
caracterizado porque la columna (8) de destilación del
disolvente se hace funcionar de tal manera que quedan todavía en
la corriente de producto pequeñas cantidades de agua.
13. Proceso según las reivindicaciones 1 a 12,
caracterizado porque la columna de destilación (29)
intercalada está provista de una extracción lateral, desde la que
se retira una corriente parcial.
14. Proceso según las reivindicaciones 1 a 13,
caracterizado porque la mezcla (B), que está constituida
por los componentes ácido acético, ácido fórmico, compuestos de
punto de ebullición elevado y restos de agua, se fracciona en una
columna de destilación (29) intercalada en un producto de colas
exento de ácido fórmico, que contiene ácido acético y compuestos de
punto de ebullición elevado, y en un producto mixto de cabezas que
contiene ácido fórmico, agua y pequeñas cantidades de ácido
acético, en el cual el producto de colas, procedente de la columna
(29) se fracciona en una columna (5) de destilación de ácido acético
dispuesta a continuación en ácido acético puro y compuestos de
punto de ebullición elevado, y el producto de cabezas procedente de
la columna (29) se envía a una columna (33) de destilación y
rectificación de ácido fórmico, en la cual se fracciona el mismo en
ácido fórmico puro como producto de cabezas y un producto mixto de
colas, que contiene ácido acético, ácido fórmico y agua, que se
recicla a la corriente de extracto para la columna (8) de
destilación del disolvente.
15. Proceso según la reivindicación 14,
caracterizado porque la columna (33) de destilación y
rectificación de ácido fórmico se hace funcionar a una presión
0,1*10^{5} a 25*10^{5} Pa más baja que la columna de destilación
(29) intercalada.
16. Proceso según las reivindicaciones 1 a 15,
caracterizado porque el calor de condensación de la columna
de destilación (29) se utiliza para el calentamiento de la columna
(33) de destilación de ácido fórmico y/o de la columna (11) de
destilación del disolvente.
17. Proceso según las reivindicaciones 1 a 16,
caracterizado porque el calor de reacción de la reacción
efectuada previamente para la preparación de ácido acético por
oxidación catalítica en fase gaseosa de hidrocarburos se utiliza
para el calentamiento de una o varias de las columnas que
comprenden la columna (8) de destilación del disolvente, la columna
de destilación (29), la columna (5) de destilación del ácido
acético y la columna (33) de destilación del ácido fórmico.
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE19934410 | 1999-07-22 | ||
| DE19934410A DE19934410C1 (de) | 1999-07-22 | 1999-07-22 | Verfahren zur Trennung und Reinigung eines wäßrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| ES2198339T3 true ES2198339T3 (es) | 2004-02-01 |
| ES2198339T5 ES2198339T5 (es) | 2007-05-01 |
Family
ID=7915688
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| ES00952982T Expired - Lifetime ES2198339T5 (es) | 1999-07-22 | 2000-06-29 | Proceso para la separacion y la purificacion de una mezcla acuosa a base de los componentes principales acido acetico y acido formico. |
Country Status (12)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US6793777B1 (es) |
| EP (1) | EP1198446B2 (es) |
| JP (1) | JP3769505B2 (es) |
| CN (1) | CN1304352C (es) |
| AT (1) | ATE240926T1 (es) |
| BR (1) | BR0012640B1 (es) |
| DE (2) | DE19934410C1 (es) |
| ES (1) | ES2198339T5 (es) |
| MX (1) | MXPA02000791A (es) |
| NO (1) | NO20020309L (es) |
| TW (1) | TWI229070B (es) |
| WO (1) | WO2001007391A1 (es) |
Families Citing this family (11)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE10065466A1 (de) * | 2000-12-28 | 2002-07-18 | Consortium Elektrochem Ind | Verfahren zur Trennung eines wässrigen Gemisches aus den Hauptkomponenten Essigsäure und Ameisensäure |
| US7465823B2 (en) * | 2004-03-17 | 2008-12-16 | Celanese International Corporation | Utilization of acetic acid reaction heat in other process plants |
| DE102007011847A1 (de) | 2007-03-12 | 2008-09-18 | Wacker Chemie Ag | Verfahren zur Herstellung von Essig- und Ameisensäure durch Gasphasenoxidation von Ethanol |
| US8268131B2 (en) * | 2009-03-24 | 2012-09-18 | Amt International, Inc. | Apparatus and method for recovery of acetic acid from an aqueous solution thereof |
| BR112012008066A2 (pt) | 2009-08-27 | 2016-03-01 | Iogen Energy Corp | recuperação de ácidos carboxílicos voláteis por um sistema removedor-extrator |
| CA2772115A1 (en) | 2009-08-27 | 2011-03-03 | Iogen Energy Corporation | Recovery of volatile carboxylic acids by extractive evaporation |
| DE102010001399A1 (de) | 2010-01-29 | 2011-08-04 | Wacker Chemie AG, 81737 | Verfahren zur Herstellung von Carbonsäuren mit 1-3 Kohlenstoff-atomen aus nachwachsenden Rohstoffen |
| FR2975394B1 (fr) * | 2011-05-17 | 2013-05-31 | Rhodia Acetow Gmbh | Procede de recuperation d'acide acetique |
| US9718756B2 (en) | 2013-07-23 | 2017-08-01 | Lg Chem, Ltd. | Method for continuously recovering (meth)acrylic acid and apparatus for the method |
| CN103772185B (zh) * | 2014-02-07 | 2015-06-03 | 烟台国邦化工机械科技有限公司 | 一种醋酸中水分及杂酸脱除的装置及方法 |
| CA3100582C (en) * | 2018-05-28 | 2023-08-08 | Pierson Capital Environmental (Beijing) Limited | Efficient methods and compositions for recovery of products from organic acid pretreatment of plant materials |
Family Cites Families (25)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB735867A (en) * | 1952-02-28 | 1955-08-31 | British Petroleum Co | Improvements in or relating to the concentration of fatty acids in aqueous solution and to the recovery of said acids from aqueous solutions thereof by azeotropic distillation |
| GB771991A (en) † | 1953-01-14 | 1957-04-10 | Distillers Co Yeast Ltd | Production of aliphatic acids |
| US2861923A (en) † | 1953-06-25 | 1958-11-25 | Distillers Co Yeast Ltd | Purification of aliphatic acids |
| GB771992A (en) * | 1953-06-25 | 1957-04-10 | Distillers Co Yeast Ltd | Recovery of aliphatic acids from the oxidation products of hydrocarbons |
| GB788931A (en) * | 1954-07-29 | 1958-01-08 | Rhone Poulenc Sa | Improvements in or relating to the separation of organic mixtures |
| 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 |
| DE1252651B (de) † | 1964-04-09 | 1967-10-26 | The Distillers Company Limited Edinburgh (Großbritannien) | Verfahren zur Ent Wasserung von Gemischen niedermolekularer gesättigter Fettsauren |
| US4081355A (en) * | 1970-08-12 | 1978-03-28 | Krupp-Koppers Gmbh | Process for recovering highly pure aromatics from a mixture of aromatics and non-aromatics |
| US3718545A (en) * | 1971-04-26 | 1973-02-27 | Celanese Corp | Distillation process for recovering substantially anhydrous formic acid from aqueous solutions |
| BE841203A (fr) * | 1975-04-30 | 1976-10-28 | Procede de preparation de solutions organiques d'acides percarboxyliques | |
| DE2853991A1 (de) | 1978-12-14 | 1980-07-03 | Basf Ag | Verfahren zur gewinnung von wasserfreier oder weitgehend wasserfreier ameisensaeure |
| DE3411384A1 (de) | 1984-03-28 | 1985-10-10 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur gewinnung von wasserfreier oder weitgehend wasserfreier ameisensaeure durch hydrolyse von methylformiat |
| JPS61109750A (ja) * | 1984-11-02 | 1986-05-28 | Shinetsu Sakusan Vinyl Kk | カルボン酸水溶液の脱水蒸留方法 |
| US4735690A (en) * | 1986-03-10 | 1988-04-05 | Lloyd Berg | Dehydration of impure formic acid by extractive distillation |
| US5006205A (en) | 1987-11-27 | 1991-04-09 | Lloyd Berg | Dehydration of formic acid by extractive distillation |
| US4877490A (en) | 1987-11-27 | 1989-10-31 | Lloyd Berg | Dehydration of formic acid by extractive distillation with dicarboxylic acids |
| US4935100A (en) | 1989-05-30 | 1990-06-19 | Lloyd Berg | Dehydration of formic acid by extractive distillation |
| US5173156A (en) | 1991-12-09 | 1992-12-22 | Lloyd Berg | Dehydration of formic acid by extractive distillation |
| TW360636B (en) | 1993-07-12 | 1999-06-11 | Glitsch | Method and apparatus for recovering acetic acid from aqueous streams |
| US5399751A (en) † | 1993-11-05 | 1995-03-21 | Glitsch, Inc. | Method for recovering carboxylic acids from aqueous solutions |
| DE4426132A1 (de) | 1994-07-22 | 1996-01-25 | Bayer Ag | Verfahren zur Entwässerung von Essigsäure |
| ES2166389T3 (es) * | 1995-03-17 | 2002-04-16 | Glitsch | Procedimiento para recuperar acidos carboxilicos de soluciones acuosas. |
| US5633402A (en) | 1995-09-01 | 1997-05-27 | Lloyd Berg | Separation of formic acid from acetic acid by azeotropic distillation |
| TW330200B (en) | 1995-09-29 | 1998-04-21 | Showa Denko Kk | Process for purifying acetic acid |
-
1999
- 1999-07-22 DE DE19934410A patent/DE19934410C1/de not_active Expired - Lifetime
-
2000
- 2000-06-29 AT AT00952982T patent/ATE240926T1/de not_active IP Right Cessation
- 2000-06-29 DE DE50002276T patent/DE50002276D1/de not_active Expired - Lifetime
- 2000-06-29 BR BRPI0012640-3A patent/BR0012640B1/pt not_active IP Right Cessation
- 2000-06-29 WO PCT/EP2000/006092 patent/WO2001007391A1/de active IP Right Grant
- 2000-06-29 CN CNB008097216A patent/CN1304352C/zh not_active Expired - Fee Related
- 2000-06-29 JP JP2001512479A patent/JP3769505B2/ja not_active Expired - Fee Related
- 2000-06-29 ES ES00952982T patent/ES2198339T5/es not_active Expired - Lifetime
- 2000-06-29 MX MXPA02000791A patent/MXPA02000791A/es active IP Right Grant
- 2000-06-29 EP EP00952982A patent/EP1198446B2/de not_active Expired - Lifetime
- 2000-06-29 US US10/009,507 patent/US6793777B1/en not_active Expired - Fee Related
- 2000-07-18 TW TW089114390A patent/TWI229070B/zh not_active IP Right Cessation
-
2002
- 2002-01-21 NO NO20020309A patent/NO20020309L/no not_active Application Discontinuation
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| TWI229070B (en) | 2005-03-11 |
| US6793777B1 (en) | 2004-09-21 |
| EP1198446A1 (de) | 2002-04-24 |
| BR0012640B1 (pt) | 2011-01-25 |
| EP1198446B1 (de) | 2003-05-21 |
| BR0012640A (pt) | 2002-04-09 |
| CN1304352C (zh) | 2007-03-14 |
| ES2198339T5 (es) | 2007-05-01 |
| DE50002276D1 (de) | 2003-06-26 |
| EP1198446B2 (de) | 2006-08-30 |
| MXPA02000791A (es) | 2002-07-22 |
| DE19934410C1 (de) | 2000-12-14 |
| CN1359366A (zh) | 2002-07-17 |
| JP3769505B2 (ja) | 2006-04-26 |
| ATE240926T1 (de) | 2003-06-15 |
| NO20020309D0 (no) | 2002-01-21 |
| NO20020309L (no) | 2002-01-21 |
| JP2003505443A (ja) | 2003-02-12 |
| WO2001007391A1 (de) | 2001-02-01 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US4349416A (en) | Process and device for the separation of mixtures which form an azeotrope | |
| ES2198339T3 (es) | Proceso para la separacion y la purificacion de una mezcla acuosa a base de los componentes principales acido acetico y acido formico. | |
| ES2437854T3 (es) | Proceso de extracción para la eliminación de impurezas de las aguas madres en la síntesis de ácido tereftálico | |
| KR970015555A (ko) | 고순도 테레프탈산의 제조방법 | |
| RU2004117064A (ru) | Экстракционный способ удаления примесей из маточного раствора в синтезе карбоновой кислоты | |
| JPH0559764B2 (es) | ||
| US6695952B1 (en) | Method for the separation of and purification of an aqueous mixture consisting of the main components acetic acid and formic acid | |
| US20110201842A1 (en) | Method for recovering carboxylic acids from dilute aqueous streams | |
| JPH06157423A (ja) | 炭酸ジメチル／メタノール混合物からメタノールを分離する方法 | |
| KR920018002A (ko) | 아세트산 및 물을 함유하는 조성물로 부터 아세트산의 회수방법 | |
| JP2002060368A (ja) | シクロブタノンの回収及び精製方法 | |
| KR100219006B1 (ko) | 이소프로필알콜의 제조방법 | |
| JPS6225985A (ja) | アルコ−ルの濃縮精製方法 | |
| US4762616A (en) | Isopropyl alcohol purification process | |
| JPS5892638A (ja) | メタクリル酸の連続的エステル化法 | |
| BR0107822B1 (pt) | processo para a obtenção de ácido fórmico anidro ou substancialmente anidro, uso de uma carboxamida, e, aparelho para realizar um processo. | |
| US9156769B2 (en) | Method of recovering carboxylic acids from dilute aqueous streams | |
| US3809645A (en) | Recovering methacrylic acid and methanol | |
| US4532012A (en) | Production of high purity phenol by distillation with steam and a solvent | |
| KR960006664B1 (ko) | 카르복실산의 수용액으로부터 카르복실산을 추출 분리하는 방법 | |
| JP3693404B2 (ja) | イソプロピルアルコールの製造方法 | |
| EP0002611A1 (en) | Recovery of acrylic acid | |
| JPS6215542B2 (es) | ||
| SU566816A1 (ru) | Способ совместного получени 1,2дибромпропана и брома | |
| JPH075544B2 (ja) | Ｎ−メチルピロリドンの精製方法 |