ES2610383T3 - Procedimiento para la separación de acroleína a partir del gas de proceso de una oxidación de propeno catalizada heterogéneamente - Google Patents

Abstract

Un procedimiento continuo para la preparación de acroleína, en el que se llevan a cabo las siguientes etapas A) Oxidar propeno en fase gaseosa con ayuda de aire en el seno de un catalizador heterogéneo en presencia de un gas de dilución en una etapa de reacción B) Recoger la corriente gaseosa que contiene acroleína procedente de A) en una etapa de extinción que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza para la separación de productos secundarios en presencia de agua y de una fase orgánica que contiene un disolvente orgánico apenas soluble en agua C) Recoger la corriente gaseosa que contiene acroleína procedente de la etapa de extinción B) en una etapa de absorción que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza en presencia de agua y de una fase orgánica que contiene un disolvente orgánico apenas soluble en agua para la recuperación de una solución acuosa de acroleína que contiene una fase orgánica y de una corriente gaseosa no condensable C1) Devolver por lo menos parcialmente la corriente gaseosa no condensable procedente de C) como un gas de dilución en la etapa de reacción A) D) Separar por destilación la acroleína a partir de la solución acuosa de acroleína que contiene la fase orgánica procedente de C) en una etapa de destilación, siendo descargada desde la etapa de destilación D) la solución acuosa remanente que contiene una fase orgánica, liberada de acroleína, de manera tal que se forma una fase orgánica II, que es separada de la correspondiente porción acuosa II (separación de fases II), la fase orgánica II es introducida en la parte de sumidero de la etapa extinción B) a partir de la que la fase orgánica II es separada por destilación y/o por separación por arrastre junto con una porción acuosa a través de la parte de cabeza, de manera tal que se forma una fase orgánica I, que es separada de la correspondiente porción acuosa I (separación de fases I) e introducida en la parte de sumidero de la etapa de absorción C), y teniendo el disolvente orgánico apenas soluble en agua una solubilidad en agua de <= 20 g/l a 20 °C.

Description

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DESCRIPCION

Procedimiento para la separacion de acrolema a partir del gas de proceso de una oxidacion de propeno catalizada heterogeneamente

La oxidacion de propeno con oxfgeno del aire, catalizada heterogeneamente, de acuerdo con el estado actual de la tecnica, se describe de manera amplia y completa en las ultimas ediciones de la Ullmann's Enzyclopedia of Industrial Chemistry, D. Arntz y colaboradores, online, Edicion de 15.04.2007, Tomo 1, Editorial Wiley-VCH y de la Kirk-Othmer Enzyclopedia of Chemical Technology, W. G. Etzhorn, online, Edicion de 18.12.2009, Tomo 1, John Wiley and Sons Inc.

La oxidacion de propeno se efectua en tal caso en unos catalizadores introducidos en reactores de haces de tubos a temperaturas elevadas (300 - 400 °C) y a una presion ligeramente elevada. Al gas de alimentacion se le anaden, junto a propeno y aire, con frecuencia tambien un vapor y otros gases inertes con el fin de permanecer con una composicion del gas de alimentacion fuera de los lfmites de inflamacion. El calor de reaccion se evacua en la mayor parte de los casos mediante una masa fundida lfquida de sales, que circula a traves del espacio de envoltura del reactor de haz de tubos. Como catalizadores apropiados se indica un gran numero de diferentes sistemas de oxidos mixtos, que como base contienen molibdeno, bismuto, hierro, cobalto, mquel y otros promotores, como se indica p.ej. en la solicitud de patente PCT WO 2008/046843 o WO 2008/104432. A partir de muchos documentos de patente se conocen los mas diferentes de tales otros sistemas de oxidos mixtos, que aumentan el rendimiento de acrolema conseguible. En tal caso se emplean tanto unos catalizadores macizos (p.ej. en forma de tabletas o cilindros huecos) como tambien unos catalizadores con soporte (p.ej. como catalizadores de envoltura o cascara). Todos los sistemas de reaccion tienen en comun la particularidad de que en el caso de la reaccion de oxidacion, junto al producto diana acrolema, tambien se forman otros diversos productos secundarios (entre otros, acido acnlico, acido acetico, formaldehndo, acetaldehndo, alcohol alflico, CO, CO2).

Con el fin de poder utilizar la acrolema como materia prima para otras reacciones de smtesis, ella debe de ser separada desde esta mezcla de reaccion y purificada. El modo de proceder en principio se puede consultar asimismo en las citas bibliograficas antes mencionadas. En primer lugar, el gas de reaccion se ha de enfriar y luego las porciones de alto punto de ebullicion y el agua se han de separar desde el gas de reaccion. El agua residual resultante, que contiene compuestos de alto punto de ebullicion, es evacuada termicamente de un modo usual. Sin embargo, tambien se pueden seguir tambien otras vfas de evacuacion. A partir de la corriente de gas de proceso previamente purificada de esta manera, luego la acrolema se separa por lavado (se absorbe) puesto que una separacion por condensacion, como consecuencia de la dilucion y de la baja temperatura de ebullicion, sena completamente antieconomica. A partir de la solucion de sorbato (material sorbido) obtenida se separan por destilacion la acrolema y los compuestos de bajo punto de ebullicion que todavfa estan presentes. El lfquido de sorcion liberado de acrolema puede ser empleado luego de nuevo para la absorcion de acrolema. Como lfquido de sorcion se emplea usualmente agua o una mezcla de agua y de un disolvente organico.

Caso de que sea necesario, la acrolema, por lo demas, se puede destilar todavfa mas para la separacion de los compuestos de bajo punto de ebullicion. A partir de las citas bibliograficas mencionadas y de muchas otras, es conocido que la acrolema o respectivamente el acido acnlico, el formaldehndo o el alcohol alflico se polimerizan facilmente. Por lo tanto, a la parte de tratamiento o respectivamente a la acrolema propiamente dicha se le anade un agente estabilizador, con el fin de disminuir la tendencia a la polimerizacion. Se ha manifestado como apropiada para esto p.ej. la hidroquinona, pero se ha descrito tambien un gran numero de otros sistemas de agentes estabilizadores. Tampoco por medio de la adicion de un agente estabilizador, se puede impedir al 100 % una polimerizacion en la parte de tratamiento. En particular, mediante la carga termica al realizar la separacion de la acrolema a partir del lfquido de sorcion, se forman siempre en pequeno grado unos oligomeros, que se enriquecen a lo largo del tiempo en el lfquido de sorcion y conducen a la formacion de unos polfmeros, que luego, por su parte, causan un ensuciamiento de las instalaciones de produccion con la necesidad de una limpieza.

El documento de patente alemana DE 2263496 describe un procedimiento para la preparacion de acido acnlico y de acrolema, en el que la mezcla gaseosa que contiene acrolema y acido acnlico, que procede de una oxidacion catalftica de propeno en fase gaseosa, se conduce para la separacion por extraccion de acido acnlico por medio de un lfquido de lavado, que es una mezcla de agua y un lfquido organico. La solucion acuosa/organica de alto punto de ebullicion, que contiene acido acnlico, que resulta en este caso, es separada como fase de sumidero. Como agente de extraccion organico de alto punto de ebullicion se utiliza en particular el 2-etil-hexanol. El acido acnlico es separado por destilacion, en varias etapas de tratamiento, con respecto de la solucion acuosa/organica. Para ello, en primer lugar se separa el agua por destilacion y el acido acnlico se separa por destilacion a partir del lfquido organico remanente y luego el lfquido organico se utiliza de nuevo como lfquido de lavado. Una desventaja del procedimiento consiste en que se utilizan y se deben de conducir en circuito unas cantidades relativamente grandes de disolvente, las cuales se deben recuperar en un proceso costoso, esto significa un consumo de energfa no insignificante asf como la existencia de otra fuente de impurezas adicionales, que resultan en particular mediante la reaccion del disolvente con el acido acnlico.

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Junto a la separacion mas eficiente que sea posible de productos secundarios a partir del proceso de preparacion de acrolema es necesario ademas impedir una deposicion de productos secundarios polimericos, que se forman, en los aparatos (por ejemplo, columnas, construcciones internas de columnas, intercambiadores de calor) y en las conducciones tubulares, que conducinan rapidamente a un empeoramiento de los transitos de calor a su traves o del caudal de tratamiento de la instalacion. Esto puede realizarse ciertamente en principio tambien por utilizacion de unas mezclas de agua y unos disolventes como solucion de lavado, en particular en la etapa de extincion, como tiene lugar en un procedimiento de acuerdo con el documento DE 2263496. Una desventaja en este caso es sin embargo, sobre todo el gasto por separado para su purificacion y reciclado.

El documento de solicitud de patente internacional WO 2010044990 A1 describe, por el contrario, un procedimiento para la separacion de acido acnlico por extraccion a partir del agua residual de un proceso de preparacion de acrolema con ayuda de unos gases de C3 licuados, propileno y/o propano, como agentes de extraccion con la meta de recuperar el acido acnlico. Este procedimiento hace posible la facil separacion por destilacion del disolvente desde la solucion de extraccion que contiene acido acnlico, lo cual constituye una ventaja frente a los agentes de extraccion que hierven a mas altas temperaturas.

El documento WO2001096271 divulga finalmente la preparacion de acrolema empezando con una absorcion de propileno/propano en un disolvente organico (un alcano o alqueno de C8-20), en la que a continuacion se separa propileno/propano (reivindicaciones 1, 3) p.ej. por destilacion (reivindicacion 4) con respecto del agente de absorcion. El agente de absorcion arrastrado conjuntamente se separa por lavado con agua a partir de la corriente de propileno/propano. La mezcla de agua y disolventes organicos que se ha obtenido es tratada mediante una separacion de fases, para que las dos fases se puedan utilizar de nuevo por separado en el proceso (pagina 59, lmea 1 - pagina 60, lmea 8).

Para la rentabilidad de un proceso de produccion, por lo general tiene una especial importancia el hecho de que la duracion del funcionamiento entre las necesarias paradas para la limpieza sea lo mas larga que resulte posible necesario asf como que el consumo de energfa en el funcionamiento en curso sea lo mas bajo que resulte posible.

Mediante el empleo de unos catalizadores mejorados, tal como se describen por ejemplo en el documento WO 2008/104432 o WO 2008/046843, se ha conseguido entretanto reducir aun mas la proporcion de acido acnlico en el proceso de preparacion de acrolema, de manera tal que un procedimiento, que utiliza grandes cantidades de disolventes para la separacion del acido acnlico de acuerdo con el documento DE 2263496, se ha vuelto todavfa menos atractivo desde el punto de vista economico.

El presente invento tiene por lo tanto como mision poner a disposicion un procedimiento para la separacion de acrolema a partir del gas de proceso de una oxidacion de propeno catalizada heterogeneamente, que, mediando adicion de un disolvente organico en la parte de tratamiento, hace posible conseguir una elevacion del penodo de tiempo de funcionamiento de la instalacion, pero que al mismo tiempo evite las desventajas de los procedimientos conocidos, asf como permita en particular una represion de la formacion de espuma en las columnas y una elevacion del caudal de produccion en las instalaciones existentes asf como al mismo tiempo posibilite un tratamiento lo mas sencillo y barato que sea posible y un reciclamiento del disolvente empleado.

Descripcion del invento

Se consigue conforme al invento superar las desventajas del estado de la tecnica por puesta a disposicion un procedimiento continuo para la preparacion de acrolema, en el cual se llevan a cabo las siguientes etapas

A) Oxidar propeno en fase gaseosa con ayuda de aire con un catalizador heterogeneo en la presencia de un gas de dilucion mediando produccion de una corriente gaseosa que contiene acrolema (gas de proceso)

B) Recoger la corriente gaseosa que contiene acrolema procedente de A) en una etapa de extincion que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza para la separacion de productos secundarios en presencia de agua y de una fase organica que contiene un disolvente organico apenas soluble en agua

C) Recoger la corriente gaseosa que contiene acrolema procedente de la etapa de extincion B) en una etapa de absorcion que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza en presencia de agua y de una fase organica que contiene un disolvente organico apenas soluble en agua para la obtencion de una solucion acuosa de acrolema que contiene una fase organica y de una corriente gaseosa no condensable

C1) Devolver por lo menos parcialmente la corriente gaseosa no condensable procedente de C) como gas de dilucion en la etapa de reaccion A)

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D) Separar por destilacion la acrolema a partir de la solucion acuosa de acrolema que contiene la fase organica procedente de C) en una etapa de destilacion,

siendo descargada la solucion acuosa remanente liberada de acrolema, que contiene una fase organica, procedente de la etapa de destilacion D), de manera tal que se forma una fase organica II, que es separada de la correspondiente porcion acuosa II (separacion de fases II), la fase organica II se introduce en la parte de sumidero de la etapa de extincion B), a partir de la cual la fase organica II se separa por destilacion y/o mediante separacion por arrastre juntamente con una porcion acuosa a traves de la parte de cabeza, de manera tal que se forma una fase organica I, que se separa de la correspondiente porcion acuosa I (separacion de fases I) y se introduce en la parte de sumidero de la etapa de absorcion C).

Por el concepto de “un disolvente organico apenas soluble en agua” se entiende en particular un disolvente organico, que tiene una solubilidad en agua de < 20 g/l, de manera preferida de < 6,0 g/l, de manera especialmente preferida de < 2,0 g/l, en cada caso a 20 °C.

En el caso de la ejecucion de la etapa de extincion B) en forma de una columna se instala en el extremo inferior de la parte de cabeza de manera preferida un plato de captura, sobre el que se encuentra la descarga de la fase organica/acuosa hacia el separador de fases I (comparese la Figura 1), de manera tal que desde el sumidero intermedio resultante se puede descargar especialmente bien un lfquido.

En la etapa C1 se pueden utilizar como gas de dilucion tambien, complementariamente o en vez de la corriente gaseosa no condensable (el gas de proceso no condensable), otros gases inertes, tales como por ejemplo nitrogeno o vapor de agua o un gas de salida pobre en oxfgeno procedente de una instalacion de combustion.

El procedimiento conforme al invento hace posible particularmente, mediante la adicion de un disolvente organico y de las fases organicas que se forman a partir de este en la parte de tratamiento, la separacion de unas impurezas que potencialmente forman polfmeros y por consiguiente una elevacion del penodo de tiempo de funcionamiento de la instalacion y en tal caso, al mismo tiempo, recircular internamente y purificar por destilacion el disolvente empleado, sin que se necesite un gasto adicional en aparatos. Tambien se reduce la tendencia a la formacion de espuma en el sistema particularmente en la etapa de destilacion. El procedimiento hace posible por consiguiente en conjunto una elevacion del penodo de tiempo de funcionamiento de la instalacion y del caudal de las corrientes de eductos o respectivamente productos.

Se prefiere en tal caso un procedimiento en el que en un sitio apropiado del proceso se introduce de manera permanente o intermitente un disolvente organico apenas soluble en agua para complementar la fase organica. Asf, en particular, se hace posible mantener constante el contenido de la fase organica y de esta manera un modo de funcionamiento estable.

Es especialmente preferido ademas que el disolvente organico sea introducido en la parte de sumidero de la etapa de absorcion y/o de la etapa de destilacion. Mediante la introduccion en el sumidero de la etapa de absorcion se perjudica por lo menos particularmente la funcion principal de la etapa de absorcion, es decir la separacion de la acrolema a partir del gas de extincion procedente de la etapa B). El disolvente organico es introducido y mezclado para ello preferiblemente en la corriente de aportacion de la fase organica a la etapa de absorcion o se introduce por separado por debajo de esta posicion. En el caso de la introduccion del disolvente en el sumidero de la etapa de destilacion se impide mediante esta medida tecnica tambien el traspasamiento del disolvente o respectivamente de la fase organica en la parte de cabeza de la etapa de destilacion y por consiguiente se impide que penetre acrolema en el producto.

De manera preferida se emplea un disolvente organico, que tiene un punto de ebullicion a la presion normal de 150 a 230 °C, de manera especialmente preferida 170 a 190 °C. De esta manera se garantiza en particular la descarga del disolvente desde la parte de sumidero en la parte de cabeza mediante una separacion por arrastre y una destilacion en la etapa de extincion. Como gas de separacion por arrastre sirve en el presente caso en particular el gas de proceso.

De manera especialmente preferida se utiliza como disolvente organico un alcohol de C6 hasta C10 de cadena abierta, ramificado o respectivamente no ramificado, en particular el 2-etil-hexanol, que esta a disposicion en cantidades suficientes tambien a gran escala tecnica. Puesto que los alcoholes reaccionan con unas sustancias que aparecen en el proceso, p.ej. con acido acnlico mediando formacion de esteres de acido acnlico, por lo tanto en el caso de 2-etil-hexanol para formar el acrilato de 2-etil-hexilo, o respectivamente con acido acetico para formar el acetato de 2-etil-hexilo y con formaldetndo para dar el 2-etil-hexil-formal y el 2-etil-hexil-diformal, estos productos del procedimiento, juntamente con el disolvente, se hacen parte componente de las fases organicas utilizadas conformes al invento, que se designan en este contexto tambien como matriz de disolvente (LM). Esto, en el presente proceso, es incluso ventajoso, puesto que, de un modo ademas preferido, la matriz de disolvente debena tener tambien una buena capacidad de recepcion para los oligomeros formados y otros productos secundarios

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organicos, lo que se da el caso de modo especial con las fases organicas formadas a partir de los alcoholes mencionados.

Es ademas preferido, en el caso del procedimiento conforme al invento que, referido a la cantidad de propeno introducida en la etapa de reaccion A), se complementa con entre 0,05 y 1 % en peso, preferiblemente entre 0,1 y 0,5 % en peso de un disolvente organico, preferiblemente con tanta cantidad de un disolvente organico que se mantiene un contenido constante de la fase organica. Esto se puede comprobar mediante determinacion del contenido de las fases organicas, en particular de la fase organica, en la corriente de salida de las separaciones de fases, en particular de la separacion de fases II mediante metodos conocidos de analisis y se puede ajustar posteriormente de una manera correspondiente. De esta manera se hacen posibles un modo de funcionamiento especialmente ventajoso y uniforme del procedimiento conforme al invento y una minimizacion del consumo de disolvente.

Es ademas preferido, en el caso del procedimiento conforme al invento, tambien que la corriente gaseosa que contiene acrolema, procedente de A), llegue con una temperatura de 200-280 °C, en particular de 220-250 °C, a la parte de sumidero de la correspondiente etapa B). El gas de proceso, para ello, es enfriado correspondientemente ya en el refrigerador posterior de la etapa de reaccion A, con el fin de disminuir el consumo de agua de refrigeracion en la fase de extincion. Unas temperaturas mas altas reforzanan ademas de ello la formacion de productos secundarios. Por consiguiente, se hace posible un modo de funcionamiento, optimizado energeticamente y en lo que se refiere a una selectividad maxima de acrolema, de la combinacion a base de la etapa de reaccion A) y de la subsiguiente etapa de extincion B).

Es preferido ademas, en el caso del procedimiento conforme al invento, que en la etapa de extincion B, la temperatura del sumidero se ajuste entre 60 y 90 °C con una presion en la parte de cabeza de 1,2 a 1,8 bares (presion absoluta) de tal manera que no este presente ninguna fase organica separada en la parte de sumidero de la etapa de extincion B. De esta manera se impide la descarga en el sumidero de la fase organica que se necesita en el proceso y tambien se garantiza que las porciones volatiles de la fase organica sean transportadas conforme al invento a la parte de cabeza de la etapa de extincion B.

De manera especialmente preferida, en tal caso la temperatura del sumidero de la etapa de extincion B se ajusta, retirando una corriente parcial del lfquido que allf se condensa y aportandola,, despues de un correspondiente enfriamiento, al tercio inferior de la etapa de extincion B (trasiego por bombeo inferior). Se hacen posibles de esta manera la alimentacion y el ajuste de la temperatura uniformes, en particular a traves de unos intercambiadores de calor externos.

Se prefiere muy especialmente en tal caso que a partir de la corriente parcial retirada del lfquido condensado se deje salir una corriente parcial desde el proceso. De esta manera se dejan salir desde la parte del sumidero de la etapa de extincion y desde el proceso el acido acnlico y otros productos secundarios, en particular los productos secundarios de alto punto de ebullicion contenidos en la fase organica II, que no se separan por arrastre con la fase organica II y el agua de reaccion formada. De esta manera se consigue un nivel constante de lfquido en el sumidero de la columna asf como una proporcion ampliamente constante de productos secundarios.

Es asimismo preferido en el caso del procedimiento conforme al invento que se retire una corriente parcial del material condensado presente en la parte de cabeza de la etapa de extincion B, de manera preferida que esta se enfne a < 20 °C y se aporte de nuevo a la parte de cabeza de la etapa de extincion B, con lo que sea enfriada la corriente gaseosa que contiene acrolema, que entra a partir de la parte central de la etapa de extincion B y se produzca constantemente mas cantidad de material condensado, que es devuelto como reflujo a la parte central de la etapa de extincion (trasiego por bombeo superior). Esto hace posible, sobre todo, una alimentacion y un ajuste de la temperatura uniformes, en particular por via de unos intercambiadores de calor externos, para la condensacion de una fase acuosa y de una fase organica o respectivamente de un disolvente.

Es asimismo preferido, en el caso del procedimiento conforme al invento, que una corriente parcial del material condensado procedente de la parte de cabeza de la etapa de extincion B sea aportada a la separacion de fases I. De esta manera es posible una separacion in situ de la fase organica I de una manera muy sencilla y uniforme para la inmediata utilizacion renovada.

Es tambien preferido en el caso del procedimiento conforme al invento que la separacion de fases se lleve a cabo a una temperatura de 8 a 60 °C, de manera preferida de 10 a 50 °C, de manera especialmente preferida de 12 a 40 °C. De esta manera se consigue en particular una optima separacion de la fase organica con el disolvente presente junto con unas perdidas mmimas.

Es preferido ademas conforme al invento un procedimiento en el que la separacion de fases I se lleva a cabo con un penodo de tiempo de permanencia de 0,5 a 20 min, de manera preferida de 1 a 10 min. Tambien estas condiciones

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contribuyen a una optima separacion de la fase organica con el disolvente presente junto con unas perdidas mmimas.

Es preferido conforme al invento tambien un procedimiento en el que la porcion acuosa I procedente de la separacion de fases I sea aportada por lo menos parcialmente al reflujo del material condensado producido, procedente de la etapa de extincion B. De esta manera se impide ampliamente la irrupcion de acido acnlico en la etapa de absorcion y se disminuye el enriquecimiento de la LM en la parte central de la columna de extincion.

Es preferido conforme al invento por lo demas un procedimiento, en el que la solucion acuosa (solucion de sorcion) que contiene una fase organica, liberada de acrolema, que se ha descargado desde la etapa de destilacion D sea devuelta parcialmente, y la parte restante de la separacion de fases II sea aportada, directamente a la parte de cabeza de la etapa de absorcion C.

La solucion de sorcion procedente de la destilacion es aprovechada en tal caso inmediatamente in situ y practicamente sin perdidas, asf como se minimiza la cantidad total de las corrientes residuales. Mediante este modo de funcionamiento se puede ajustar el penodo de tiempo de permanencia en la separacion de fases II de tal manera que se haga posible una separacion optima de la fase organica.

Para la funcion optima del separador de fases II, que se hace funcionar conforme al invento, es decisiva en tal caso, junto a un penodo de tiempo de permanencia suficientemente largo, la eleccion de una apropiada temperatura. Es preferido, por lo tanto, un procedimiento en el que la separacion de fases II se lleva a cabo a una temperatura de 10 a 90 °C, de manera preferida de 15 a 60 °C de manera especialmente preferida de 20 a 40 °C. Con ello se garantiza la separacion optima de la fase organica con el disolvente presente, en el caso de las viscosidades indicadas, con unas perdidas mmimas.

Se prefiere conforme al invento tambien un procedimiento, en el que la separacion de fases II se lleva a cabo con un penodo de tiempo de permanencia de 0,5 a 20 min, de manera preferida de 1 a 10 min. Esto contribuye asimismo a una optima separacion de la fase organica con el disolvente presente con unas perdidas mmimas, sin que sufra menoscabo la rentabilidad del procedimiento.

Conforme al invento se prefiere ademas un procedimiento, en el que la cantidad de la fase organica II, que se introduce en la etapa de extincion B), es de 0,1 a 3 % en peso, de manera preferida de 0,2 a 1 % en peso, referida a las cantidades de propeno introducidas en total en la etapa de reaccion A). Esto garantiza un desenvolvimiento optimo del efecto de la fase organica con una carga minima por las corrientes de sustancias introducidas adicionalmente.

Conforme al invento se prefiere tambien un procedimiento, en el que la porcion acuosa II procedente de la separacion de fases II es devuelta parcialmente a la etapa de absorcion C), de manera preferida a la parte de cabeza de la etapa de absorcion, y preferiblemente se deja salir del proceso otra corriente parcial de la porcion acuosa II. De esta manera el agua del proceso es aprovechada inmediatamente y practicamente sin perdidas, asf como se minimiza la cantidad total de las corrientes residuales. Mediante el recurso de dejarlo salir se controla la cantidad total del lfquido en el proceso (en ingles hold-up = retencion) y se evita el enriquecimiento con productos secundarios en la fase acuosa.

De acuerdo con el invento se prefiere ademas un procedimiento, en el que el contenido de la fase organica en la solucion de sorcion es de 0,1 a 5 % en peso, de manera preferida de 0,2 a 3 % en peso. El contenido de la fase organica que contiene un disolvente es por consiguiente tan alto que se forma una fase organica II separable.

Conforme al invento se prefiere tambien un procedimiento, en el que la solucion de sorcion es introducida en la etapa de absorcion C) con una temperatura de 5 - 18 °C, de manera preferida de 6 - 12 °C y con una presion en la parte de cabeza de la etapa de absorcion C) situada entre 1,1 y 1,7 bares. Esto garantiza una amplia absorcion de acrolema a partir de la corriente gaseosa de extincion.

En el caso del procedimiento conforme al invento, las etapas de extincion, de absorcion y/o de destilacion se ejecutan en cada caso de manera preferida en forma de una columna. La ventaja en tal caso es, entre otras cosas, la sencilla realizacion del procedimiento, el montaje variable de unas empaquetaduras o unos platos y por consiguiente la adaptacion a diferentes condiciones marginales del proceso, por ejemplo caudales de paso, etapas de separacion etc. Se trata en tal caso de manera preferida de unas habituales columnas con empaquetaduras, unas columnas con cuerpos de relleno o unas columnas con platos tales como unas columnas con platos de campanas o respectivamente unas columnas con platos perforados.

El procedimiento conforme al invento permite una utilizacion de unas cantidades de disolventes muy pequenas en comparacion con los procedimientos conocidos, las cuales, integradas en una instalacion existente de produccion de acrolema, se recuperan y vuelven a utilizar sin ningun gran gasto en aparatos o y sin un adicional consumo de

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energfa, junto con los otros efectos positivos, ya mencionados, sobre el caudal de produccion y la disponibilidad de la instalacion. Esto constituye una gran ventaja en el caso de un proceso a gran escala tecnica, desde un punto de vista tanto economico como tambien ecologico.

Descripcion del ejemplo de realizacion

Para la explicacion mas detallada del invento con ayuda del ejemplo de realizacion, se hace referencia a la Fig. 1 que muestra una forma de realizacion del procedimiento conforme al invento.

Correspondiendo al estado de la tecnica, en primer lugar se evapora propeno, y el propeno gaseoso (3) se mezcla con aire (1), un vapor (2) y un gas dclico (19, gas de proceso no condensable = gas de salida del proceso recirculado) y la mezcla se aporta al reactor de haz de tubos (correspondiendo a la etapa A). Allf se efectua luego, en presencia de apropiados catalizadores, la conversion qmmica del propeno en acrolema y en otros productos secundarios (reaccion).

El gas de proceso (4, gas de reaccion), que abandona el reactor por abajo, es liberado en primer lugar de compuestos de alto punto de ebullicion en una primera columna (con platos y empaquetaduras, designada en lo sucesivo columna de extincion, correspondiendo a la etapa B). En primer lugar se efectua para ello en la parte inferior de la columna un enfriamiento del gas de proceso que preferiblemente entra con 220-250 °C, mediante un circuito de refrigeracion. En la parte central de la columna se efectua luego el amplio empobrecimiento de los compuestos de alto punto de ebullicion, en particular del acido acnlico. En un circuito de refrigeracion situado en la parte superior de la columna de extincion se efectua otro enfriamiento del gas de proceso, que pasa desde la parte central de la columna hacia arriba, separandose por condensacion a partir de la corriente gaseosa saturada un lfquido, que es aportado como reflujo a la parte central de la columna.

Correspondiendo al estado de la tecnica, seguidamente la acrolema procedente del gas de proceso, que sale por la cabeza desde la columna de extincion, es luego absorbida en una subsiguiente columna (con empaquetaduras estructuradas superficialmente), que por lo demas es designada como columna de absorcion, correspondiendo a la etapa C). Para ello, este gas de proceso es aportado a la columna de absorcion en la zona del sumidero y desde la cabeza de la columna es lavado con una solucion de sorcion, siendo cargada con acrolema la solucion de sorcion. El gas de proceso, ampliamente liberado de acrolema, abandona la instalacion como gas de salida (12) y es devuelto parcialmente como gas dclico (19, gas de dilucion, gas de salida del proceso recirculado) para la inertizacion de la mezcla de alimentacion del reactor.

Correspondiendo ademas al estado de la tecnica, el lfquido de sorcion cargado con acrolema es retirado desde el sumidero de la columna de absorcion (correspondiendo a la etapa C) y es aportado aproximadamente en la posicion central de una columna de destilacion (columna de platos, tambien designada como columna de desorcion, correspondiendo a la etapa D). Allf se efectua la separacion por destilacion de la acrolema a partir de la solucion de sorcion. En la parte de destilacion simple por arrastre de la columna, la solucion de sorcion es liberada ampliamente de acrolema y puede ser devuelta luego a la columna de absorcion (10), anadiendose a la solucion de sorcion todavfa en pequena grado agua VE (desionizada) (11). En la parte de refuerzo de la columna la acrolema es aumentada de concentracion hasta cerca del punto azeotropo y la corriente saliente de vapores de acrolema, separada por condensacion en un condensador de inyeccion (23) mediante la acrolema subenfriada que circula en circuito cerrado, se anade al agente estabilizador (13). Como agente estabilizador se utiliza por regla general hidroquinona o tambien otros apropiados agentes estabilizadores. El reflujo necesario para la separacion es devuelto a la columna y la acrolema obtenida es aportada al deposito de almacenamiento de acrolema (14).

Este proceso de tratamiento, que corresponde hasta ahora en puntos esenciales al estado de la tecnica, es complementado seguidamente conforme al invento con los dos separadores de fases I y II en el circuito de cabeza de la columna de extincion y en la conduccion de retorno de la solucion de sorcion (10) a la columna de absorcion, y el modo de funcionamiento del proceso de tratamiento es modificado conforme al invento de una manera correspondiente a la descripcion adicional.

Al agua utilizada usualmente como lfquido de sorcion se le anade un disolvente organico, que es apenas soluble en agua, forma una fase organica al ser mezclado con agua y tiene de manera preferible un punto de ebullicion de 150 - 230 °C, de manera preferida de 170 - 190 °C. De manera por lo demas preferida, el disolvente debena tener una buena capacidad de recepcion para los oligomeros formados y otros productos organicos secundarios. Se han manifestado como especialmente bien apropiado para esta finalidad el 2-etil-hexanol o respectivamente las fases organicas formadas con el. Para el complemento con disolvente organico, este es introducido a modo de ejemplo en la zona inferior (5) de la etapa de absorcion C

Con el fin de tener en cuenta la finalidad adicional del disolvente, es decir efectuar la separacion de impurezas potencialmente formadoras de polfmeros, la matriz de disolvente debe de ser purificada. Para ello, a partir de la corriente parcial 6 de la solucion de sorcion 6 devuelta a la columna de absorcion (etapa C) se separa con el

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

55

separador de fases II una fase organica II (LM II). Se mantiene en tal caso un funcionamiento en un intervalo de

10 °C - 90 °C, de manera especialmente apropiada un intervalo de temperaturas de 15 °C - 60 °C. Correspondiendo a ello el separador de fases II esta integrado en el proceso detras del intercambiador de calor caracterizado como WT1. En el WT1, para la optimizacion de la asociacion energetica, el Kquido de sorcion moderadamente caliente procedente del sumidero de la columna de desorcion es enfriado con un lfquido de sorcion cargado y fno procedente del sumidero de la columna de absorcion y el lfquido de sorcion cargado es calentado previamente antes de la entrada en la columna de desorcion.

La fase organica que contiene un disolvente puede ser separada a partir de una corriente parcial del lfquido de sorcion, pero tambien el lfquido de sorcion recirculado puede ser conducido en total a traves del separador de fases II. A partir del volumen del separador de fases II completamente inundado y del caudal volumetrico de lfquido conducido a su traves, se establece el penodo de tiempo de permanencia (VWZ) en el separador de fases II. Una separacion suficientemente buena se consigue con unos penodos de tiempo de permanencia de 0,5 - 20 min, de manera especialmente preferida con un VWZ de 1 -10 min y se ajusta de modo correspondiente a este.

La fase organica separada II (LM II) es conducida seguidamente a los platos superiores del circuito de sumidero en la columna de extincion (etapa B) (7). La cantidad retirada desde el separador de fases II es dimensionada en tal caso de manera que se retire alguna cantidad de lfquido mas que en la que resulta la LM II en el separador de fases

11 y de esta manera se evita la formacion de una capa lfmite en el separador de fases II. Esto se ha manifestado como ventajoso, puesto que junto a la capa lfmite se forman polfmeros de manera aumentada.

A partir de la fases II organica aportada al circuito de sumidero del extintor (7, LM II) se separan luego por arrastre mediante el gas de proceso caliente las porciones volatiles de la matriz de disolvente, al contrario que los demas compuestos de alto punto de ebullicion, puesto que la LM II forma una segunda fase (segun el principio de la destilacion con vapor de agua). En el circuito de refrigeracion superior (que incluye la parte de cabeza) se condensa a las bajas temperaturas la LM II en su mayor parte con el resto de material condensado y luego se separa desde el circuito de refrigeracion a traves de un separador de fases I que se encuentra en el circuito de refrigeracion superior (8). La fase organica I (LM I) separada es devuelta al sumidero de la columna de absorcion (etapa C) (9). Los parametros de funcionamiento para el separador de fases I son iguales, en lo que se refiere al VWZ, que los del separador de fases II, pero la temperatura de trabajo se puede ajustar a un valor mas bajo, puesto que la LM I separada por destilacion tiene una viscosidad mas baja que la de la LM II cargada con compuestos que hierven a alta temperatura, procedente del separador de fases II.

Este modo de funcionamiento permite un caudal de disolvente ajustable libremente dentro de amplios intervalos en el circuito cerrado representado mediante la parte moderadamente caliente de la columna de desorcion (etapa D), sin que aparezcan mayores perdidas de disolvente. La cantidad ajustable esta limitada sobre todo por la capacidad de destilacion en la columna de extincion. El contenido de LM se ajusta de un modo correspondiente a la cantidad de disolvente fresco aportado y a las perdidas de LM, con el agua residual (15, 16) y con el gas de salida (18). El contenido de LM debena ser por lo menos tan alto que se forme una fase organica (que comprenda la LM), unas concentraciones de LM demasiado altas en la solucion de sorcion empeoranan eventualmente el efecto de separacion en la columna de absorcion. A modo de ejemplo de manera ventajosa el contenido de LM en la solucion de sorcion es de 0,1 a 5 % en peso, preferiblemente de 0,2 - 3 % en peso.

Las impurezas recogidas por el disolvente permanecen en el sumidero de la columna de extincion y son quemadas conjuntamente con el agua residual. Es ventajoso en este caso el hecho de que en el agua residual (16) que contiene acido acnlico las impurezas son suficientemente bien solubles y no resulta ninguna fase organica separada, que pudiera perjudicar al subsiguiente proceso de combustion mediante un poder calonfico fluctuante. Otra ventaja manifiesta de este proceso consiste en que se utilizan los aparatos condicionados por el procedimiento y no se necesitan aparatos adicionales para un tratamiento externo del disolvente. El consumo de disolvente es disminuido en tal grado que solo deben ser complementadas unas perdidas de disolvente comparativamente pequenas en el gas de salida y en el agua residual.

Otra ventaja de este modo de realizacion del proceso consiste en que el contenido de disolvente antes de la alimentacion del lfquido de sorcion a la columna de absorcion y antes de la alimentacion del circuito de refrigeracion superior a la columna de extincion o respectivamente el reflujo de la columna de extincion es disminuido en cuanto al contenido de disolvente hasta tal grado que en estos lugares se pueden emplear en las columnas unas empaquetaduras (como en el ejemplo de realizacion). Esto, en el caso de haberse establecido un tamano de los aparatos, permite de manera conocida un caudal mas alto que en el caso del uso de platos como construcciones internas de la columna.

Descripcion de los ensayos de los Ejemplos comparativos 1 hasta 3

Los Ejemplos comparativos se realizaron de una manera analoga a la del Ejemplo mas arriba descrito, con las siguientes diferencias:

Figura 2: Al contrario que en el procedimiento de acuerdo con el Ejemplo 1 (Figura 1) en el Ejemplo comparativo

1 no se instalan el separador de fases I y el separador de fases II y al procedimiento no se le aporta ningun disolvente.

Figura 3: Al contrario que en el procedimiento de acuerdo con el Ejemplo 1 (Figura 1) en el Ejemplo comparativo

5 2 no se instalan el separador de fases I y el separador de fases II y al procedimiento se le aporta un

disolvente en el sumidero de la columna de absorcion. Este se enriquece en el lfquido de sorcion en cierto grado y se retira del proceso juntamente con el agua residual del proceso desde el circuito de sorcion (corriente 15) como una fase organica ensuciada.

Figura 4:

10

15

Al contrario que en el procedimiento de acuerdo con el Ejemplo 1 (Figura 1) en el Ejemplo comparativo 3 se instala el separador de fases II y al procedimiento se le aporta un disolvente en el sumidero de la columna de absorcion. La fase organica II (LM II) retirada desde el separador de fases II, que se hace funcionar como en el Ejemplo 1, se aporta a una destilacion en vado de 2 etapas. En una primera etapa se separan los compuestos que hierven a baja temperatura y en una segunda etapa se separa por destilacion la porcion destilable de la LM con respecto de compuestos de alto punto de ebullicion. Esta porcion se devuelve junto con el disolvente fresco (corriente 5) nuevamente al sumidero de la etapa de absorcion.

Los ajustes en el procedimiento utilizados en los Ejemplos (Ejemplos comparativos) estan recopilados en la Tabla 1.

Tabla 1: Ajustes en el procedimiento de los Ejemplos/Ejemplos comparativos

N° en las Fig.

Descripcion Unidad Ejemplo segun la Figura 1 Ejemplo comparativo 1 segun la Figura 2 Ejemplo comparativo 2 segun la Figura 3 Ejemplo comparativo 3 segun la Figura 4

1

Aire (seco) Nm3/h 28.500 24.000 28.500 28.500

2

Vapor kg/h 1.500 1.263 1.500 1.500

3

Propeno (Pe) Nm3/h 3.800 3.200 3.800 3.800

4

Gas de proceso °C 240 240 240 240

2-Etil-hexanol kg/h 14 30 30

5

kg/100kgPe 0,2 0,4 0,4

Material destilado procedente del tratamiento externo

kg/h n.a n.a. 70

Solucion de sorcion m3/h 67,5 n.a. n.a. 67,5

Temperatura °C 25 n.a. n.a. 25

6

VWZ Min 6 n.a. n.a.

6

Contenido de fase organica % en peso 0,3 n.a. n.a. 0,5

7

Fase organica procedente del separador de fases II kg/h kg/100kgPe O 00 CD 0~ n.a. n.a. n.a.

8

Circuito de refrigeracion m3/h 60 n.a. n.a. n.a.

Temp. °C 20 n.a. n.a. n.a.

VWZ Min. 6 n.a. n.a. n.a.

9

Fase organica procedente del separador de fases I kg/h kg/100kgPe 40 0,6 n.a. n.a. n.a.

10

Solucion de sorcion m3/h 135 120 135 135

°C 8 8 8 8

11

Agua VE m3/h 1,2 1,2 1,2 1,2

5

10

15

12

Presion a la salida de la etapa de absorcion Bara 1,3 1,3 1,3 1,3

13

Agente estabilizador (hidroquinona al 10 % en acrolema) kg/h 50 42 50 50

14

Acrolema kg/h 8.000 6.737 8.000 8.000

15

Agua residual procedente del circuito de sorbato t/h 1,2 1,2 1,2 1,2

16

Agua residual procedente de la etapa de extincion t/h 5,4 4,6 5,4 5,4

17

Fase organica procedente del separador de fases II para el tratamiento externo kg/h n.a. n.a. n.a. 100

18

Gas de salida del proceso para la combustion Nm3/h 25.600 21.600 25.600 25.600

19

Gas de proceso recirculado Nm3/h 22.000 18.560 22.000 22.000

20

Temperatura en el sumidero del extintor °C 70 70 70 70

21

Presion en la cabeza del extintor bara 1,5 1,5 1,5 1,5

22

Temperatura en el circuito de cabeza del extintor °C 14 14 14 14

n. a.: no aplicable bara = bares absolutos

Resultados de los Eiemplos/Eiemplos comparativos

Los Ejemplos/Ejemplos comparativos expuestos se llevaron a cabo en cada caso en una instalacion que corresponde a las instalaciones mostradas en las Figuras 1 hasta 4. Los resultados indicados son determinados en este caso esencialmente mediante los parametros que se han descrito.

Fig. 1 Procedimiento conforme al invento

Es necesario el funcionamiento de la instalacion durante > 1 ano hasta efectuar la limpieza El consumo especifico de disolvente es de aproximadamente 0,2 % en peso del disolvente fresco referido a la cantidad empleada de propeno

Ejemplos comparativos 1-3:

Fig. 2 Se muestra en este caso que la carga maxima ajustable de la instalacion (es decir la alimentacion de

Pe) esta limitada a aproximadamente a 80 % de la carga de la instalacion del Ejemplo 1. En el caso de una carga mas alta, el comportamiento de funcionamiento de la instalacion es inestable por causa de la formacion de espuma en la instalacion. Por lo demas se observa que, incluso en el caso de esta carga mas baja, ya despues de como maximo 3 meses se necesita una limpieza de la zona de sumidero de la destilacion (formacion de depositos de polfmeros). No hay ningun consumo de disolvente.

Fig. 3 Se muestra que en este caso ya no se necesita ninguna disminucion de la produccion por causa de la

formacion de espuma en la destilacion y el intervalo entre limpiezas de la instalacion de produccion es

prolongado hasta 6 meses. El consumo de disolvente fresco esta situado en tal caso en > 0,4 % en peso de disolvente, referido a la cantidad empleada de propeno.

Fig. 4 Se muestra en tal caso que se hace posible un funcionamiento de la instalacion como en el Ejemplo 1, 5 pero en tal caso el consumo de disolvente fresco esta situado tambien en > 0,4 % en peso de

disolvente, referido a la cantidad empleada de propeno. El volumen de inversion para la instalacion de destilacion en vacfo es esencialmente mas alto que para el separador de fases I y el funcionamiento, a causa de la consistencia alquitranosa del residuo de destilacion, es propenso a perturbaciones.

Tabla de signos de referencia

10

N° en las Figuras

Descripcion

1

Aire (seco)

2

Vapor

3

Propeno

4

Gas de proceso

5

2-etil-hexanol destilado procedente del tratamiento externo

6

Solucion de sorcion

7

Fase organica procedente del separador de fases II

8

Circuito de refrigeracion

9

Fase organica procedente del separador de fases I

10

Solucion de sorcion

11

Agua VE

12

Presion a la salida de la etapa de absorcion

13

Agente estabilizador (hidroquinona al 10 % en acrolema)

14

Acrolema

15

Agua residual procedente del circuito de sorbato

16

Agua residual procedente de la etapa de extincion

17

Fase organica procedente del separador de fases II para el tratamiento externo

18

Gas de salida del proceso para la combustion

19

Gas de salida del proceso recirculado

20

Temperatura en el sumidero del extintor

21

Presion en la cabeza del extintor

22

Temperatura en el circuito de cabeza del extintor

23

Condensador de inyeccion

WT1

Intercambiador de calor 1

Claims (23)

10

15

20

25

30

35

40

45

REIVINDICACIONES

1. Un procedimiento continuo para la preparacion de acrolema, en el que se llevan a cabo las siguientes etapas

A) Oxidar propeno en fase gaseosa con ayuda de aire en el seno de un catalizador heterogeneo en presencia de un gas de dilucion en una etapa de reaccion

B) Recoger la corriente gaseosa que contiene acrolema procedente de A) en una etapa de extincion que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza para la separacion de productos secundarios en presencia de agua y de una fase organica que contiene un disolvente organico apenas soluble en agua

C) Recoger la corriente gaseosa que contiene acrolema procedente de la etapa de extincion B) en una etapa de absorcion que se compone de una parte de sumidero, una parte central y una parte de cabeza en presencia de agua y de una fase organica que contiene un disolvente organico apenas soluble en agua para la recuperacion de una solucion acuosa de acrolema que contiene una fase organica y de una corriente gaseosa no condensable

C1) Devolver por lo menos parcialmente la corriente gaseosa no condensable procedente de C) como un gas de dilucion en la etapa de reaccion A)

D) Separar por destilacion la acrolema a partir de la solucion acuosa de acrolema que contiene la fase organica procedente de C) en una etapa de destilacion,

siendo descargada desde la etapa de destilacion D) la solucion acuosa remanente que contiene una fase organica, liberada de acrolema, de manera tal que se forma una fase organica II, que es separada de la correspondiente porcion acuosa II (separacion de fases II), la fase organica II es introducida en la parte de sumidero de la etapa extincion B) a partir de la que la fase organica II es separada por destilacion y/o por separacion por arrastre junto con una porcion acuosa a traves de la parte de cabeza, de manera tal que se forma una fase organica I, que es separada de la correspondiente porcion acuosa I (separacion de fases I) e introducida en la parte de sumidero de la etapa de absorcion C), y teniendo el disolvente organico apenas soluble en agua una solubilidad en agua de < 20 g/l a 20 °C.

2. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 1, caracterizado por que, de manera permanente o intermitente, el disolvente organico apenas soluble en agua es introducido en un sitio apropiado del procedimiento para complementar la fase organica.

3. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 2, caracterizado por que el disolvente organico es introducido en la parte de sumidero de la etapa de absorcion y/o de la etapa de destilacion.

4. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 2 o 3, caracterizado por que se emplea un disolvente organico, que tiene un punto de ebullicion a la presion normal de 150 a 230 °C, de manera preferida de 170 a 190 °C.

5. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 4, caracterizado por que como disolvente organico se utiliza un alcohol de cadena abierta de C6 hasta C10 ramificado o respectivamente no ramificado, de manera preferida 2-etil- hexanol.

6. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 2 o 3, caracterizado por que, referido a la cantidad de propeno introducido en la etapa de reaccion A), se complementa con 0,05 a 1 % en peso, de manera preferida con entre 0,1 y 0,5 % en peso, de un disolvente organico, se complementa preferiblemente con tanta cantidad de disolvente organico que se mantiene un contenido constante de fase organica.

7. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 6, caracterizado por que la corriente gaseosa procedente de A), que contiene acrolema, llega con una temperatura de 200-280 °C, de manera preferida de 220-250 °C, a la parte de sumidero de la correspondiente etapa B).

8. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 7, caracterizado por que en la etapa de extincion B la temperatura del sumidero se ajusta entre 60 y 90 °C a una presion en la parte de cabeza de 1,2 hasta 1,8 bares de tal manera que no este presente ninguna fase organica separada en la parte de sumidero de la etapa de extincion B.

9. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 8, caracterizado por que la temperatura del sumidero de la etapa de extincion B se ajusta, retirando una corriente parcial del lfquido que allf se ha condensado y, despues de un correspondiente enfriamiento, aportandola de nuevo al tercio inferior de la etapa de extincion B (trasiego por bombeo inferior).

10. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 9, caracterizado por que desde la corriente parcial retirada del lfquido condensado, se deja salir desde el proceso una corriente parcial.

5

10

15

20

25

30

35

40

11. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 10, caracterizado por que se retira una corriente parcial del material condensado presente en la parte de cabeza de la etapa de extincion B, preferiblemente se enfna a < 20 °C y se la aporta de nuevo a la parte de cabeza de la etapa de extincion B, con lo cual es enfriada la corriente gaseosa que contiene acrolema que entra procedente de la parte central de la etapa de extincion B y constantemente se produce mas cantidad de material condensado que es aportado como reflujo a la parte central de la etapa de extincion (trasiego por bombeo superior).

12. Un procedimiento de acuerdo con la reivindicacion 11, caracterizado por que se aporta una corriente parcial del material condensado a la separacion de fases I.

13. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 12, caracterizado por que la separacion de fases I se lleva a cabo a una temperatura de 8 a 60 °C, de manera preferida de 10 a 50 °C, de manera especialmente preferida de 12 a 40 °C.

14. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 13, caracterizado por que la separacion de fases I se lleva a cabo con un penodo de tiempo de permanencia de 0,5 a 20 min, de manera preferida de 1 a 10 min.

15. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 11 hasta 14, caracterizado por que la porcion acuosa I procedente de la separacion de fases I es aportada por lo menos parcialmente al reflujo del material condensado producido.

16. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 15, caracterizado por que la solucion acuosa que contiene una fase organica liberada de la acrolema descargada desde la etapa de destilacion D (solucion de sorcion) es devuelta parcialmente de modo directo a la parte de cabeza de la etapa de absorcion C y la parte restante es aportada a la separacion de fases II.

17. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 16, caracterizado por que la separacion de fases II se lleva a cabo a una temperatura de 10 a 90 °C, de manera preferida de 15 a 60 °C, de manera especialmente preferida de 20 a 40 °C.

18. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 17, caracterizado por que la separacion de fases II se lleva a cabo con un penodo de tiempo de permanencia de 0,5 a 20 min, de manera preferida de 1 a 10 min.

19. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 18, caracterizado por que la cantidad de fase organica II que se introduce en la etapa de extincion B) es de 0,1 a 3 % en peso, de manera preferida de 0,2 a 1 % en peso, referida a las cantidades de propeno introducidas en total en la etapa de reaccion A).

20. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 19, caracterizado por que la porcion acuosa Ii procedente de la separacion de fases II es devuelta parcialmente a la etapa de absorcion C, de manera preferida a la parte de cabeza de la etapa de absorcion, y preferiblemente se deja salir del proceso otra corriente parcial de la porcion acuosa II.

21. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 1 hasta 20, caracterizado por que el contenido de fase organica en la solucion de sorcion es de 0,1 a 5 % en peso, de manera preferida de 0,2 a 3 % en peso.

22. Un procedimiento de acuerdo con una de las reivindicaciones 16 o 21, caracterizado por que la solucion de sorcion es introducida en la etapa de absorcion C) con una temperatura de 5 -18 °C, preferiblemente de 6 -12 °C, y con una presion en la parte de cabeza de la etapa de absorcion C) situada entre 1,1 y 1,7 bares.

23. Un procedimiento de acuerdo con por lo menos una de las reivindicaciones 1 hasta 22, caracterizado por que la etapa de extincion, la etapa de absorcion y/o la etapa de destilacion se ejecutan en cada caso en forma de una columna.