WO2011083225A1 - Procede de synthese perfectionne d'acroleine a partir de glycerol - Google Patents

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WO2011083225A1
WO2011083225A1 PCT/FR2010/052626 FR2010052626W WO2011083225A1 WO 2011083225 A1 WO2011083225 A1 WO 2011083225A1 FR 2010052626 W FR2010052626 W FR 2010052626W WO 2011083225 A1 WO2011083225 A1 WO 2011083225A1
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acrolein
reaction
acetaldehyde
formaldehyde
column
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PCT/FR2010/052626
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Jean-Luc Dubois
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Arkema France
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C07C45/68—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton by increase in the number of carbon atoms
    • C07C45/72—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reactions not involving the formation of >C = O groups by isomerisation; by change of size of the carbon skeleton by increase in the number of carbon atoms by reaction of compounds containing >C = O groups with the same or other compounds containing >C = O groups
    • C07C45/75—Reactions with formaldehyde

Definitions

  • the subject of the present invention is a process for the synthesis of acrolein coupling a dehydration of glycerol to acrolein with an aldolisation reaction of acetaldehyde, produced in the impurity state during dehydration, with formaldehyde.
  • This compound has been known for a long time and is used as a broad-spectrum biocide; it is also an intermediate for the synthesis of various products such as D, L-Methionine (animal feed supplement), acrylic acid, pharmaceuticals, fungicides, perfumes, pyridine, picolines, glutaraldehyde ...
  • the DEGUSSA gas phase heterogeneous catalysis process is based on the following reaction:
  • bio-recycled acrolein means a compound having a carbon content 14 C characteristic of the non-fossil natural origin of the raw materials used.
  • materials made from renewable raw materials contain 14C . All carbon samples taken from living organisms (animals or plants) are actually a mixture of 3 isotopes: 12 C (representing 98.892%), 13 C (-1.108%) and 14 C (traces: 1.2 ⁇ 10 -10 %).
  • the 14 C / 12 C ratio of living tissues is identical to that of the atmosphere.
  • 14 C exists in two predominant forms: in mineral form that is to say carbon dioxide (C0 2 ) and in organic form ie carbon integrated in organic molecules.
  • the 14 C / 12 C ratio is kept constant by the metabolism because the carbon is continuously exchanged with the environment.
  • the proportion of 14 C being substantially constant in the atmosphere, it is the same in the body, as long as it is alive, since it absorbs this 14 C as it absorbs 12 C.
  • the average ratio of 14 C / 12 C is 1, 2x10 -12 .
  • 12 C is stable, that is to say that the number of atoms of 12 C in a given sample is constant over time.
  • 14 C is radioactive and every gram of living carbon contains enough 14 C isotope to give 13.6 disintegrations per minute.
  • the half-life (or period) Ti / 2 related to the decay constant of 14 C is 5730 years. Given this time, it is considered that the 14 C content is practically constant from the extraction of the vegetable raw materials to the production of the final product.
  • the sample is reduced to graphite or C0 2 gas, analyzed in a mass spectrometer.
  • This technique uses an accelerator and a mass spectrometer to separate 14 C ions from 12 C and thus determine the ratio of the two isotopes.
  • the invention relates to a synthesis of acrolein method "bio -ressourcée” having a mass content of 14 C such that the ratio 14 C / 12 C is between 0.2.10 and 1.2.10 ⁇ 12 "12.
  • the ratio 14 C / 12 C is between 0.6.10 "12 and 1.2.10 " 12 and more preferably between 0.9.10 "12 and 1.2.10 " 12 .
  • the 14 C / 12 C ratio will depend on the production methods used, the raw materials used, all or part of non-fossil natural origin, or as a function of mixtures made later. This ratio can not exceed 1.2 ⁇ 10 -12 , if this is the case it would imply that the operator has artificially introduced the 14 C atoms into the acrolein compound.
  • the aim of the invention is to overcome the above disadvantages by proposing a process for synthesizing acrolein "bio-resourced” mainly using non-fossil natural raw materials and offering a higher yield.
  • the subject of the present invention is therefore a process for synthesizing acrolein from glycerol, offering the best possible yield of acrolein, but also the best way of recovering the by-products, generally lost by 5 to 10% of the raw material, in particular the best possible valorization of the acetaldehyde contained in the acrolein flux resulting from the glycerol dehydration reaction.
  • the acrolein synthesis process according to the invention consists
  • a second step after having subjected the effluent from the first step to cooling, first of all to proceed in a first zone to a washing with water and to the condensation of the gaseous effluent resulting from the first step, to then separate in a second fractionation zone of a first part a stream rich in light aldehydes, a second part a rich water stream and a third part the acrolein flow, then
  • a third step of reacting the acetaldehyde contained in the light aldehyde-rich stream from the previous step with formaldehyde to obtain a second acrolein-rich stream by aldolisation reaction according to the following reaction scheme: CH 3 -CHO + CH 2 0 CH 2 CH-CHO + H 2 0 and to recycle this second acrolein-rich stream at the previous step 2.
  • the filler used in the l st step of the first method is glycerol - 1,2,3-propane triol - which is a co-product formed during the methanolysis or more generally alcoholyses, hydrolysis and saponification, vegetable oils or animal fat, the other co-product being the methyl esters which are used in particular as diesel and heating oil, or fatty acids (hydrolysis) or soaps (saponification).
  • glycerol - 1,2,3-propane triol - which is a co-product formed during the methanolysis or more generally alcoholyses, hydrolysis and saponification, vegetable oils or animal fat, the other co-product being the methyl esters which are used in particular as diesel and heating oil, or fatty acids (hydrolysis) or soaps (saponification).
  • biofuels leads to an increase in the production of glycerol according to this route where glycerol accounts for about 10% of the weight of the processed oil.
  • the glycerol may be previously subjected to various purification treatments for the removal of salts by distillation, by use of ion exchange resins or by use of a fluidized bed (French patent application 2 913 974) or the purification and the evaporation of glycerol, in particular described by GB D'Souza, in J. Am. Oil Chemists' Soc. November 1979 (Vol 56) 812A, by Steinberner U et al, in Fat. Sci. Technol. (1987), 89 Gonzgang Nr.8, pp. 297-303, and Anderson D.D. et al. in Soaps and Detergents: Miami Beach Fia., Oct. 12-14, 1994, chapter 6 ppl72-206. Ed: Spitz L, AOCS Press, Champaign.
  • glycerol aqueous solutions of glycerol are used, the concentration of which can vary widely, for example from 20 to 99% by weight of glycerol, preferably 30 to 80% by weight of glycerol are used.
  • the oxygen does not have an oxidation function but actually contributes to decoking the catalyst, by burning the formed coke.
  • This catalyst is not oxidizing, in the sense that it forms little acrylic acid and acetic acid, but acid, and it clogs up quickly, and its decoking thus allows to extend its life; in addition, oxygen also helps to reduce the formation of troublesome byproducts such as phenol, acetone and propanaldehyde for example. Since the temperature is not too high, there is no oxidation to acrylic acid.
  • the dehydration reaction of glycerol is generally carried out on acidic solid catalysts.
  • Suitable catalysts are homogeneous or multiphase materials insoluble in the reaction medium which have a Hammett acidity, denoted Ho of less than +2.
  • These catalysts may be chosen from natural or synthetic siliceous materials or acidic zeolites; inorganic carriers, such as oxides, coated with inorganic acids, mono, di, tri or polyacids; oxides or mixed oxides or heteropolyacids or salts of heteropolyacids.
  • These catalysts can generally be constituted by a heteropoly acid salt in which protons of said heteropoly acid are exchanged with at least one cation selected from the elements belonging to Groups I to XVI of the Periodic Table of Elements, these heteropoly acid salts containing at least an element selected from the group consisting of W, Mo and V.
  • mixed oxides mention may be made especially of those based on iron and phosphorus, those based on Vanadium and Phosphorus, those based on aluminum and phosphorus, boron and phosphorus, phosphorus or silicon and tungsten and those based on cesium. , phosphorus and tungsten.
  • the catalysts are chosen from zeolites, Nafion ® composites (based on sulfonic acid of fluorinated polymers), chlorinated aluminas, phosphotungstic acid and salts of acids and / or silicotungstic, and various metal oxide type solids such as tantalum oxide Ta 2 0 5, niobium oxide Nb 2 0 5, A1 2 0 3 alumina, titanium oxide Ti0 2, Zr0 2 zirconia, tin oxide Sn0 2, silica Si0 2 or silico-aluminate Si0 2 - Al 2 0 3 , impregnated with acidic functions such as borate B0 3 , sulfate SO 4 , tungstate WO 3 , phosphate PO 4 , silicate SiO 2 or molybdate MoO 3 or a mixture of these compounds.
  • the foregoing catalysts may further comprise a promoter such as Au, Ag, Cu, Pt, Rh, Pd, Ru, Sm, Ce,
  • the preferred catalysts are zirconium phosphates, tungsten zirconias, zirconium silicates, titanium or tin oxides impregnated with tungstate, silicotungstate or phosphotungstate, phosphated aluminas or silicas, heteropolyacids or heteropolyacid salts, iron phosphates and iron phosphates comprising a promoter, Vanadium-phosphorus mixed oxides.
  • the catalysts used In the case of an implementation of the reaction in the liquid phase, the catalysts used, of the same nature as the preceding ones, must have Hammett's acidity Ho which is generally less than +2, preferably between -20 and -8, 2.
  • "Problems with the Sustainable Production of Acrolein by Glycerol Dehydration” poses problems at industrial level because of the very high pressure conditions and the selectivity of the reaction. when trying to increase the conversion rate. This is the reason why the process in liquid phase is not until now adopted by the industrialists; it should be noted, however, that the method of the invention solves the problem posed by the selectivity and thus significantly improve the performance of a liquid phase process.
  • the second step is conducted in a set consisting of a condensation zone generally called absorption / desorption comprising at least two columns, the first to remove the heavy compounds and the second the desorption of the incondensable compounds.
  • a condensation zone generally called absorption / desorption comprising at least two columns, the first to remove the heavy compounds and the second the desorption of the incondensable compounds.
  • column is meant column but also heat exchanger, condenser or any equivalent system.
  • the assembly also comprises a fractionation zone comprising at least one distillation column for separating, on the one hand, the aqueous fraction of the solution and, on the other hand, the acrolein-rich stream and the lighter-enriched light-aldehyde-enriched stream. as for example acetaldehyde.
  • the gaseous effluent from the dehydration reactor is subjected, at the outlet thereof, to a "quench” type cooling in any suitable device such as a "gas-heat exchanger boiler” enabling the production of steam, then sent to the condensing zone where a water wash is applied to it allowing the absorption of most of the constituents of the gaseous effluent, in a working absorption / condensation column, at a temperature generally between 0 and 90 ° C, the temperature of the gases at the top of the column being preferably between between 30 and 60 ° C and that of the bottom liquid of the column between 60 and 90 ° C.
  • the aqueous acrolein solution is sent to the fractionation zone by distillation to separate a fraction of light aldehydes containing acetaldehyde as well as other light compounds such as formaldehyde and a heavier fraction containing acrolein as well as often propanaldehyde and acetone in solution in water, a heavier fraction including the aqueous solvent which, after separation by distillation, can be recycled.
  • the absorption column will be coupled with another column to which the tail effluent of the absorption / condensation column will be sent to allow better separation of the heavy and recovery of the lighter compounds that have been entrained in this heavy fraction.
  • fractionation zone it will generally comprise at least two successive distillation columns; at the top of the first column the flow rich in light aldehydes, acetaldehyde and other light compounds will be extracted and the tail liquid effluent of this first column will be transferred to a second column in which the acrolein stream will be separated at the head and in tail the aqueous effluent.
  • this fractionation zone will be carried out the separation of acrolein, light aldehydes and water in a single column with a side withdrawal as described in US Patent 6,515,187.
  • This type of "compacted" columns makes it possible to limit investments. They are also illustrated by the diagrams appearing in the J6100 Engineer's Techniques page 2 and in the encyclopedias Ullmann and Kirk Othmer page 154 and 287 for example.
  • the light fraction collected at the top of the distillation column rich in light aldehydes such as acetaldehyde and formaldehyde is sent to the third step optionally after further purification treatments.
  • this light aldehyde-rich light fraction depends on the operating conditions of the dehydration reaction as well as those of the absorption / desorption phases.
  • the acetaldehyde content is substantially higher than that of formaldehyde.
  • this light fraction will always contain acetaldehyde and a variable amount of formaldehyde depending on the operating conditions.
  • the acetaldehyde from the previous step is reacted with formaldehyde according to an aldolization reaction whose reaction scheme is described below.
  • the acetaldehyde will be introduced into the aldolisation reactor via the stream constituting the light fraction rich in light aldehydes resulting from step 2 rich in acetaldehyde.
  • Formaldehyde will be introduced into the aldolisation reactor on the one hand via the stream constituting the light fraction rich in light aldehydes and on the other hand in the form of fresh formaldehyde.
  • This reaction is carried out in the gaseous phase at a temperature of between 150 and 400 ° C., preferably between 260 and 350 ° C., at a space velocity hourly (VVH) of 100 to 2500 h -1 , at a pressure generally of between 0.5 and 10 bar, preferably between 0.8 and 2 bar, in the presence of a solid condensation catalyst
  • a polymerization inhibitor such as phenothiazine or hydroquinone Hydroquinone monomethyl ether, diterbutyl para-cresol (BHT), para-phenylene diamine or a derivative of Tempo can be added to the aldolisation reactor.
  • the solid condensation catalysts that can be used in the process of the invention are generally natural or synthetic oxides (for example zeolites) whose range is very wide but must have certain characteristics. Indeed, the condensation reaction (aldolization) is in fact a two-step reaction during which a hydroxylated aldehyde is first formed, which then leads to the unsaturated aldehyde by dehydration. The realization of these two steps requires a catalyst having acidic sites but also preferably having basic sites in order to carry out all the reactions. The choice of the best catalysts will be made on the basis of two criteria related to the adsorption of test molecules: NH 3 (acidity), CO 2 and SO 2 (basicity).
  • the first criterion is the average heat of adsorption of these test molecules on said solid.
  • the differential microcalorimetry method of measurement is described in the Handbook of Thermal Analysis and Calorimetry; flight. 5 Chapter 11, pages 387-438 "Heterogeneous Catalysis on Solids".
  • the average C0 2 adsorption heat shall be between 40 kJ / mole and 170 kJ / mole at 303 ° K.
  • the average S0 2 adsorption heat should be between 25 kJ / mole and 180 kJ / mole at 353 ° K.
  • the average heat of NH 3 adsorption shall be between 25 kJ / mol and
  • the second criterion is the adsorbed quantity of these test molecules per unit area of these solids as described in the article "Microcalorimetry Study of the Acidity and Basicity of Metal Oxide Surfaces" by Aline Auroux and Antonella Gervasini published in J. Phys. Chem. 1990, 94, 6371-6379.
  • the amount of NH 3 adsorbed on the surface of the catalyst will be between 1.5 and 8 micromole / m 2 and that of CO 2 between 0.5 and 8 micromole / m 2 .
  • constituents of the solid catalyst mention may be made of: BaO, SrO, CaO, MgO, ZnO, TiO 2 , ZrO 2 in the oxide or carbonate form, the clay-type oxides such as hydrotalcites, chrysotile and sepiolite, the zeolites exchanged with alkaline ions (Cs, K, Na, Li), alkaline fluorides (such as KF for example) deposited on alumina, oxides or oxycarbonates of rare earths, alkali metal solids supported on alumina (such as Na / Al 2 O 3 ) or on magnesia (such as Li / MgO) or rare earth oxides doped with alkaline such as (SrO-La 2 03).
  • alkaline ions Cs, K, Na, Li
  • alkaline fluorides such as KF for example
  • alkali metal solids supported on alumina such as Na / Al 2 O 3
  • magnesia such as Li / Mg
  • This solid catalyst will consist for example of sodium silicate on silica, or a silica-alumina preferably having a Si / Al atomic ratio greater than 10, optionally comprising a promoter. Mention may also be made by way of example of such catalysts, crystallized or amorphous alumino silicates, silicalites, crystalline synthetic zeolites such as Faujasite, Ferrierite, ZSM-5, in their acid form or either partially or totally neutralized by elements of groups 1 to 14, and preferably groups 1 and 2 and by Zn and Tl.
  • the zeolites used may have in their structure some or all of the aluminum atoms replaced by trivalent atoms such as B , Ga, Fe, Cr, V, As, Sb, Bi, Be, and may have some or all of the silicon atoms replaced by tetravalent atoms such as Ge, Ti, Zr, Hf.
  • catalysts may also be suitable for this reaction, such as mixed oxide catalysts of the mixed phosphates type of cobalt and aluminum, alumina, silica or silica-alumina doped for example with sodium (Na), potassium (K) or cesium salts.
  • Cs cadmium
  • Mg, Ca, Sr, Mn, Zn, Mo, Nb, Pb, Si They may be MgO-Alumina, MgO-Si0 2 ...
  • formaldehyde reaction in an amount such that formaldehyde / acetaldehyde molar ratio is between 0.3 and 1.5, preferably between 0.5 and 1.0.
  • the reaction is preferably carried out in the presence of oxygen or air which will prevent rapid deactivation of the catalyst. This can, however, be regenerated by treatment with air at a temperature between 250 and 550 ° C.
  • the production of pentaerythritol must be considered in the process scheme.
  • the formaldehyde / acetaldehyde ratio should preferably be kept below 1. Preferably, will therefore operate the reaction to total conversion of formaldehyde and partial conversion of acetaldehyde.
  • composition of the mixture entering the acrolein synthesis reactor by aldolization partly determines the molar ratios in which the various synthesized products-acrolein and crotonoaldehyde (2-butenaldehyde) are obtained.
  • the gaseous effluent containing acrolein is cooled and recycled to the condensation stage 2.
  • This stream can be introduced as a complementary filler at the inlet of the condensation zone of step 2, where it undergoes all the treatments of the main purification chain of acrolein produced by dehydration of glycerol. It can also be introduced into an intermediate point of the condensation zone of step 2, after elimination of incondensables. Finally, it can be introduced at the entry of the fractionation zone of step 2.
  • This embodiment of the process of the invention has, compared to a process which simply produces acrolein by dehydration of glycerol, the great advantage of consuming less glycerol for the same acrolein production, to generate less waste since of them are consumed to produce more acrolein.
  • the main "impurity" usual dehydration process is acetaldehyde often present at 2 to 10 mol%, often associated with a production of formaldehyde in substantial proportions of
  • the acrolein produced by aldolization is usually subjected to a train of purifications to reach the specifications corresponding to its subsequent use.
  • the process of the invention makes it possible to dispense with this phase by recycling at stage 2 all of the effluent from the aldolisation reactor.
  • the third stage reagent will use a bio-resourced formaldehyde obtained from biomethanol. This transformation can be obtained according to two slightly different reaction modes. The first consists of an oxidation according to the following reaction.
  • This reaction is carried out in the gaseous phase at a temperature of between 200 ° C. and 500 ° C. under a pressure of between 1 and 5 bars absolute, generally a substantially atmospheric pressure, and in the presence of a solid catalyst chosen from iron molybdate. , iron tungstate, mixed oxides of molybdenum and at least one metal W, V, Cu, Nb, Ti, ...
  • a solid catalyst chosen from iron molybdate. , iron tungstate, mixed oxides of molybdenum and at least one metal W, V, Cu, Nb, Ti, ...
  • This reaction is carried out in the gaseous phase at a temperature of between 500 ° C. and 700 ° C. in the presence of a silver or copper metal catalyst under a substantially atmospheric pressure.
  • This combination of reactions is carried out in the gaseous phase at a temperature of between 400 ° C. and 700 ° C. under a pressure of between 1 and 5 bars absolute and in the presence of a solid catalyst chosen from copper metal and silver metal.
  • a solid catalyst chosen from copper metal and silver metal.
  • the silver metal supported on various supports including silicon carbide, silica, alumina, titanium oxide.
  • Formaldehyde can be used in the form of an aqueous solution or in anhydrous form, for example paraformaldehyde or trioxane. In these latter cases, the solid formaldehyde derivative is vaporized under gas flow by heating.
  • Acrolein obtained according to this process has a 14 C / 12 C ratio generally between 0.9 and 1.2 10 ⁇ 12 depending on whether or not a non-bio-resourced formaldehyde and / or acetaldehyde is used.
  • the acrolein obtained will preferably have a
  • FIG. 1 illustrates steps 1 (dehydration of glycerol) and 2 (condensation and separation of products) of the process for the synthesis of acrolein followed by purification steps by elimination of heavy compounds and incondensables.
  • FIG. 3 illustrates steps 1 and 2 of the process with separate extraction of acetaldehyde and acrolein in a single column.
  • FIG. 4 illustrates the diagram of a complete process with its three stages of synthesis of acrolein including aldolization of acetaldehyde and formaldehyde resulting from the fractionation phase of stage 2 and recycling of the effluent of the aldolisation reactor at the head of the condensation zone.
  • FIG. 5 illustrates a variant of the method according to which the recycling line 12 is carried out within the condensation zone downstream of the heavy elimination column.
  • FIG. 6 illustrates a variant of the method according to which recycling via line 12 takes place at the inlet of the fractionation zone.
  • FIG. 7 illustrates a variant of the method implementing the diagram of FIG. 4 with however a single-column fractionation zone as illustrated in FIG.
  • the glycerol charge mixed with steam, after preheating, is introduced into the reactor R, containing the acid catalyst, via line 1, as well as oxygen and an inert gas, such as than nitrogen.
  • an inert gas such as than nitrogen.
  • all or part of the nitrogen can be replaced by the incondensable gases extracted from column 4 by line 14.
  • the reactor is maintained at a temperature of between 250 and 350 ° C. and at a pressure of 1 to 5 bars. .
  • the gaseous effluent is cooled upstream of the condensation column 2.
  • column 2 which is washed with water introduced via line 19, the heavy fraction is drawn off at the bottom and is sent to a column 3 where it is stripped to recover light aldehydes.
  • a stripping gas introduced through line 18 which may be air, diluted air or recycle gases such as those obtained for example.
  • the air (0 2 ) can further inhibit polymerization reactions in the columns subject to using a limited amount such that it does not cause flammable conditions.
  • the light fraction is extracted at the top of column 3 and recycled at the bottom of column 2.
  • the light fraction of column 2 is taken out at the top of the column and sent to a column 4 for eliminating the incondensable gases by stripping as a result of the absorption of the aldehydes in the aqueous solution.
  • the incondensable compounds are extracted at the top of the column and the liquid effluent withdrawn at the bottom of the column is sent, after heating by heat exchange, to a column 5.
  • a stream rich in acetaldehyde (and light compounds) is drawn off an aqueous stream enriched in acrolein which is addressed in column 6.
  • At the top of column 6 is extracted through line 7 the gas stream rich in acrolein and the tailwater effluent rich in water, a fraction of which is purged by extraction, and the main is recycled via line 9 to column 4.
  • the diagram of FIG. 2 illustrates an implementation variant of the upstream part, stages 1 and 2, of the process, dehydration of glycerol and fractionation of the products.
  • the column 2 is used for washing with water, introduced according to the arrow 19, of the effluent coming from the reactor, the heavy compounds are drawn off at the bottom of this column 2 by the line 10
  • the gaseous fraction is sent to a column 4 'from which the incondensables are extracted at the top via line 14, this column 4' is coupled with column 4, the tail effluent of which is recycled after reheating at the top of column 4 '.
  • the other elements of the diagram are identical to those of the figure
  • FIG. 3 The diagram of FIG. 3 is similar to that of FIG. 1 with the difference that the operation of the column 5 is modified, said column being provided with a lateral withdrawal allowing simultaneous extraction via the line 7, located at a level intermediate, the acrolein-rich gas stream and acetaldehyde at the top and the light ones through line 8.
  • distillation separations may require a rise in the thermal level; in this case we can implement a reboiler at the base of a column requiring this elevation. To simplify the presentation this reboiler and other ancillary units are not always indicated in the diagrams.
  • Figure 4 shows the diagram of the whole of a process with its three stages.
  • This reactor operating in the gas phase at a temperature generally between 260 and 350 ° C., under a pressure generally of between 0.8 and 2 bar and a VVH between 100 and 2500 h -1 , is provided with the solid catalyst of condensation reaction
  • the amount of formaldehyde and / or acetaldehyde required for the reaction not provided by line 8 is supplemented by an additional amount through the channel of line 13 or line 11.
  • acrolein production unit without external supply of acetaldehyde.
  • the acrolein-rich effluent from column 6 is taken out via line 7 for the manufacture of acrolein as a product.
  • the outflow through line 8 contains not only acetaldehyde, but in the case of conversion of glycerol to acrolein, this flow rich in acetaldehyde also contains formaldehyde.
  • the complement in acetaldehyde would be provided by the line 13.
  • the various elements constituting it, the size of the reactors in particular, will be initially defined on the basis of a "normal" (nominal) operation in terms of capacities.
  • a complementary supply of formaldehyde via 11 and of acetaldehyde via 13 may allow an optimal operation of the reactor 15 and consequently the train distillation.
  • FIG. 5 illustrates a variant of the process according to which the acrolein synthesized by aldol reaction between acetaldehyde and formaldehyde is sent via line 12 after cooling to the condensation zone downstream of column 4 'and / or upstream of the column 4. According to this flow diagram, the flow 12 is returned to the flow going from the column 4 'to the column 4, and is used for washing the incondensable gases.
  • Acetaldehyde and acrolein will be absorbed and removed at the top of column 4, the heavy products will be returned with water to column 4 '.
  • the advantage of this configuration is that the hot flow from 12, can heat the flow from the column 4 'to column 4.
  • it may be perform either at line 8 or upstream of column 5 where the separation of light aldehydes and acrolein.
  • FIG. 6 illustrates a variant of the process according to which the acrolein synthesized by an aldol reaction between acetaldehyde and formaldehyde is sent via line 12 after cooling to the inlet of the fractionation zone in the stream going from the column 4 in column 5.
  • the stream 12 containing mainly acrolein, acetaldehyde and water are sent to column 5 where the acetaldehyde which has not been converted is distilled again. If the conversion in the reactor is partial, then acetaldehyde accumulates in this loop until an equilibrium concentration, such as the amount of acetaldehyde produced in the loop, is reached. the reactor R is approximately equal to that converted in the reactor 15. Any heavy products formed in the reactor 15 are removed at 9.
  • the propanaldehyde is removed with acrolein and is therefore not sent with acetaldehyde to the reactor 15. Methacrolein is therefore not formed in this process and it is therefore not necessary to seek to separate it. .
  • FIG. 7 illustrates a variant of the method implementing the diagram of FIG. 4 with a simplified fractionation zone with a single column similar to that of FIG. 3.
  • this variant without recycling of the aqueous effluent from line 9 at the bottom of the column 5 is injected via the line 20 of the water vapor under a pressure of 4 bar and the absorbing water is injected via the line 21 into the top of the column 4.
  • Example 1 relates to the synthesis of acrolein according to the "conventional" process as illustrated in FIG. 2. This is a comparative example.
  • Example 2 illustrates the process of the invention as illustrated by FIG. 4.
  • Examples 3 to 6 describe the process carried out according to the scheme described in FIG. 7 by varying the operating conditions of the aldolisation reactor: amount of formaldehyde, ratio of formaldehyde to acetaldehyde, temperature, V.V.H.
  • the operating conditions of the reactor R implemented identically in the two examples are as follows: Temperature: 320 ° C .; Pressure: 2.8 bar absolute; Catalyst: Tungsten Zirconia (ref. ZI 044 by Dai Ichi Kigenso); WH of 2250 hr "1 .
  • the operating conditions of the reactor 15 used in Example 2 are as follows: Temperature: 300 ° C .; Pressure: 1.3 bars; Catalyst: Sodium silicate supported on silica.
  • GLYCEROL 3,274 0,033 0,033 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
  • Examples 3 to 6 are conducted on the basis of the process diagram of FIG. 7. For the sake of simplicity, certain pieces of equipment (compressors, reboilers, condensers, purges, etc.) are deliberately omitted.
  • the operating conditions of the acrolein glycerol dehydration reactor R are for these various examples substantially similar to those of Examples 1 and 2. The differences relate to the operating conditions of the aldolisation reactor 15.
  • Example 3 an aqueous solution of formaldehyde at 27% by weight and a formaldehyde / acetaldehyde molar ratio of 0.7 are used to feed the reactor.
  • the reaction is carried out at a temperature of 300 ° C. under a VHV of 500 h -1 in the presence of the condensation catalyst used in Example 2.
  • a detailed analysis of the contents of the various acrolein streams and various compounds is given in the table. 3, it can be seen that an increase of nearly 10% in the acrolein productivity is obtained with respect to the acrolein content available at the outlet of the reactor R.
  • Example 4 is used to supply the reactor 15 an aqueous solution of formaldehyde at 27% by weight and a molar ratio formaldehyde / Acetaldehyde 0.8
  • the reaction is conducted at a temperature of 300 ° C with a VVH of 300 h " 1 in the presence of the condensation catalyst used in Example 2.
  • Table 4 A detailed analysis of the contents of the various acrolein fluxes and various compounds is given in Table 4. It can be seen that an increase of nearly 10% is obtained.
  • paraformaldehyde which is sublimated under a diluted air stream and a formaldehyde / acetaldehyde molar ratio of 0.9, is used to feed the reactor. ° C.
  • Example 6 a solution of formaldehyde at 50 wt.% And a formaldehyde / acetaldehyde molar ratio of 0.8 are used to feed the reactor. A small air flow is added to the reactor with the formaldehyde solution. The reaction is carried out at a temperature of 350 ° C.

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Abstract

La présente invention a pour objet un procédé de synthèse d'acroléine couplant une déshydratation du glycérol en acroléine avec une réaction d'aldolisation de l'acétaldéhyde, produit à l'état d'impureté lors de la déshydratation, par du formaldéhyde. Plus particulèrement, le procédé selon l'invention consiste à soumettre l'effluent gazeux issu de la réaction de déshydratation du glycérol à un refroidissement, puis à procéder tout d'abord dans une première zone à un lavage à l'eau et la condensation dudit effluent gazeux pour séparer ensuite dans une deuxième zone de fractionnement d'une première part un flux riche en aldéhydes légers, d'une deuxième part un flux riche en eau et d'une troisième part le flux d'acroléine et, puis à faire réagir l'acétaldéhyde contenu dans le flux riche en aldéhydes légers issu de l'étape précédente avec du formaldéhyde pour obtenir un second flux riche en acroléine par réaction d'aldolisation selon le schéma réactionnel suivant : CH3-CHO + CH2O → CH2=CH-CHO + H2O et à recycler ce second flux riche en acroléine au niveau de l'étape précédente.

Description

PROCEDE DE SYNTHESE PERFECTIONNE D'ACROLEINE A PARTIR
DE GLYCEROL
La présente invention a pour objet un procédé de synthèse d'acroléine couplant une déshydratation du glycérol en acroléine avec une réaction d'aldolisation de l'acétaldéhyde, produit à l'état d'impureté lors de la déshydratation, par du formaldéhyde.
L' acroléine est le nom usuel donné à l'aldéhyde insaturé de formule CH2=CH- CHO appelé propénal. Ce composé est connu depuis fort longtemps et est utilisé comme biocide à large spectre ; il est également un intermédiaire pour la synthèse de divers produits tels que la D,L-Methionine (supplément pour nourriture animale), de l'acide acrylique, des produits pharmaceutiques, des fongicides, des parfums, de la pyridine, des picolines, du glutaraldéhyde...
Les grands procédés industriels de fabrication de l'acroléine sont aujourd'hui celui développé par la société DEGUSSA au cours des années 1940 utilisant comme matières premières l'acétaldéhyde et le formol, et celui mis en place quelque 20 ans plus tard par diverses sociétés consistant à oxyder le propylène.
Le procédé DEGUSSA conduit en phase gazeuse par catalyse hétérogène est fondé sur la réaction suivante :
CH3-CHO + CH20 CH2=CH-CHO + H20.
Le second procédé qui a supplanté industriellement le précédent est fondé sur la réaction d'oxydation suivante :
CH2=CH-CH3 + 02 ·* CH2=CH-CHO + H20.
Plus récemment, des travaux importants ont été réalisés pour faire évoluer un autre procédé de synthèse à partir de glycérol soumis à une déshydratation selon la réaction suivante :
CH2OH-CHOH-CH2OH CH2=CH-CHO + 2H20
Ce type de procédé présente l'immense avantage de pouvoir travailler avec une matière première naturelle non fossile et donc de répondre en produisant ce qu'on appelle une acroléine bio -ressourcée, aux engagements de la plupart des pays industrialisés visant à réduire les émissions de gaz à effet de serre avec ses effets environnementaux. On entend par acroléine « bio -ressourcée » un composé présentant une teneur en carbone 14C caractéristique de l'origine naturelle non fossile des matières premières utilisées.
L'utilisation de matières premières carbonées d'origine naturelle et renouvelable peut se détecter grâce aux atomes de carbone entrant dans la composition du produit final. En effet, à la différence des matériaux issus de matières fossiles, les matériaux composés de matières premières renouvelables contiennent du 14C. Tous les échantillons de carbone tirés d'organismes vivants (animaux ou végétaux) sont en fait un mélange de 3 isotopes : 12C (représentant ~ 98,892 %), 13C (- 1,108 %) et 14C (traces: 1,2.10~10 %). Le rapport 14C /12C des tissus vivants est identique à celui de l'atmosphère. Dans l'environnement, le 14C existe sous deux formes prépondérantes : sous forme minérale c'est-à-dire de gaz carbonique (C02) et sous forme organique c'est à dire de carbone intégré dans des molécules organiques.
Dans un organisme vivant, le rapport 14C /12C est maintenu constant par le métabolisme car le carbone est continuellement échangé avec l'environnement. La proportion de 14C étant sensiblement constante dans l'atmosphère, il en est de même dans l'organisme, tant qu'il est vivant, puisqu'il absorbe ce 14C comme il absorbe le 12C. Le rapport moyen de 14C /12C est égal à l,2xl0~12.
Le 12C est stable, c'est-à-dire que le nombre d'atomes de 12C dans un échantillon donné est constant au cours du temps. Le 14C, lui, est radioactif et chaque gramme de carbone d'être vivant contient suffisamment d'isotope 14C pour donner 13,6 désintégrations par minute.
La demi-vie (ou période) Ti/2, liée à la constante de désintégration du 14C est de 5730 ans. Compte tenu de cette durée, on considère que la teneur en 14C est pratiquement constante depuis l'extraction des matières premières végétales jusqu'à la fabrication du produit final.
A l'heure actuelle, il existe au moins deux techniques différentes pour la mesure de la teneur en 14C d'un échantillon :
- par spectrométrie à scintillation liquide
- par spectrométrie de masse : l'échantillon est réduit en graphite ou en C02 gazeux, analysé dans un spectromètre de masse. Cette technique utilise un accélérateur et un spectromètre de masse pour séparer les ions 14C des 12C et donc déterminer le rapport des deux isotopes.
Ces méthodes de mesure de la teneur en 14C des matériaux sont décrites précisément dans les normes ASTM D 6866 (notamment D6866-06) et dans les normes ASTM D 7026 (notamment 7026-04). La méthode de mesure préférentiellement utilisée est la spectrométrie de masse décrite dans la norme ASTM D6866-06 (" accelerator mass spectroscopy ").
L'invention a pour objet un procédé de synthèse d'acroléine « bio -ressourcée » ayant une teneur en masse de 14C telle que le ratio 14C /12C est compris entre 0,2.10~12 et 1,2.10"12 . De préférence le ratio 14C /12C est compris entre 0,6.10"12 et 1,2.10"12 et de façon plus préférée entre 0,9.10"12 et 1,2.10"12 .
Le ratio 14C /12C dépendra des modes de fabrication mis en œuvre, des matières premières utilisées, toutes ou partiellement d'origine naturelle non fossile, ou en fonction de mélanges ultérieurement effectués. Ce ratio ne peut pas dépasser 1,2.10"12 ; si tel était le cas cela impliquerait que l'opérateur a introduit artificiellement les atomes 14C dans le composé acroléine.
Les procédés connus de production d'acroléine bioressourcée à partir de glycérol conduisent cependant à des rendements qui restent globalement insuffisants. Ces rendements faibles s'expliquent en partie par la présence dans l'effluent sortant du réacteur de quantités importantes de sous-produits comme l'acétaldéhyde et le formaldéhyde, issus de la décomposition du glycérol, de l'acroléine ou d'autres intermédiaires. Une part substantielle de la matière première, de l'ordre de 5 à 10 %, peut ainsi être perdue sous la forme de sous-produits. Dans l'article J. CataL, 257, 163-171 (2008), A. Corma et al suggèrent de séparer et isoler l'acétaldéhyde pour le valoriser commercialement.
L'invention a pour but de pallier les inconvénients précédents en proposant un procédé de synthèse d'acroléine « bio-ressourcée » utilisant principalement des matières premières naturelles non fossiles et offrant un rendement supérieur. La présente invention a donc pour objet un procédé de synthèse d'acroléine à partir de glycérol, offrant le meilleur rendement possible en acroléine, mais aussi la meilleure façon de valoriser les sous-produits, généralement perdus à hauteur de 5 à 10% de la matière première, notamment la meilleure valorisation possible de l'acétaldéhyde contenu dans le flux d'acroléine issu de la réaction de déshydratation du glycérol.
Le procédé de synthèse d'acroléine selon l'invention consiste
dans une première étape à soumettre une charge de glycérol issue de la méthanolyse des huiles végétales ou des graisses animales, à une réaction de déshydratation conduisant à l'acroléine selon la réaction CH2OH-CHOH-CH2OH CH2=CH-CHO
+ 2H20 puis,
dans une deuxième étape après avoir soumis l'effluent issu de la première étape à un refroidissement à procéder tout d'abord dans une première zone à un lavage à l'eau et à la condensation de l'effluent gazeux issu de la première étape, pour séparer ensuite dans une deuxième zone de fractionnement d'une première part un flux riche en aldéhydes légers, d'une deuxième part un flux riche en eau et d'une troisième part le flux d'acroléine, puis
dans une troisième étape à faire réagir l'acétaldéhyde contenu dans le flux riche en aldéhydes légers issu de l'étape précédente avec du formaldéhyde pour obtenir un second flux riche en acroléine par réaction d'aldolisation selon le schéma réactionnel suivant : CH3-CHO + CH20 CH2=CH-CHO + H20 et à recycler ce second flux riche en acroléine au niveau de l'étape 2 précédente.
Bien que la réaction d'aldolisation entre l'acétaldéhyde et le formaldéhyde pour produire de l'acroléine soit connue de l'art antérieur, aucun document ne suggère les avantages de la présente invention liés à l'association de cette réaction avec un procédé de synthèse d'acroléine à partir de glycérol.
La charge utilisée dans la lere étape du premier procédé est le glycérol - 1,2,3- propane triol - qui est un co-produit formé lors de la méthanolyse ou plus généralement des alcoolyses, hydrolyses et saponifications, des huiles végétales ou des graisses animales, l'autre co-produit étant les esters méthyliques qui sont employés notamment comme gazole et fioul domestique, ou les acides gras (hydrolyse) ou les savons (saponification). Le développement des « biocarburants » entraîne une augmentation de la production de glycérol selon cette voie où le glycérol représente de l'ordre de 10 % du poids de l'huile transformée.
Le glycérol pourra être au préalable soumis à différents traitements de purification visant l'élimination des sels par distillation, par utilisation de résines échangeuses d'ions ou par utilisation d'un lit fluidisé (demande de brevet français 2 913 974) ou la purification et l'évaporation du glycérol, notamment décrites par G.B. D'Souza, dans J. Am. Oil Chemists' Soc. November 1979 (Vol 56) 812A, par Steinberner U et al, dans Fat. Sci. Technol. (1987), 89 Jahrgang Nr.8, pp 297-303, et par Anderson D.D. et al. dans Soaps and Détergents : A theoretical and Practical Review, Miami Beach Fia., Oct 12-14 1994, chapter 6 ppl72-206. Ed: L Spitz, AOCS Press, Champaign.
On utilise généralement des solutions aqueuses de glycérol dont la concentration peut varier dans de larges mesures, par exemple de 20 à 99% en poids de glycérol, de préférence on utilise des solutions comportant de 30 à 80%> en poids de glycérol.
La réaction de déshydratation
CH2OH-CHOH-CH2OH ^ CH2OH-CH2-CHO + H20→ CH2=CH-CHO + 2H20 est une réaction équilibrée qui est favorisée par un niveau de température élevé. Elle est effectuée en général en phase gaz dans le réacteur en présence d'un catalyseur solide à une température allant de 150°C à 500°C, de préférence comprise entre 250°C et 350°C, et une pression comprise entre 1 et 5 bars. Elle peut également être conduite en phase liquide ainsi que cela est décrit dans le brevet US 5,387,720 colonne 3 ligne 13 à colonne 4 ligne 11. On peut aussi l'effectuer en présence d'oxygène ou d'un gaz contenant de l'oxygène comme décrit dans les demandes WO 06/087083 et WO 06/114506. Dans ces procédés, l'oxygène n'a pas une fonction d'oxydation mais contribue en fait à décoker le catalyseur, en brûlant le coke formé. Ce catalyseur n'est pas oxydant, dans le sens où il forme peu d'acide acrylique et d'acide acétique, mais acide, et il s'encrasse rapidement, et son décokage permet donc de prolonger sa durée de vie ; en outre, l'oxygène contribue aussi à diminuer la formation de sous-produits gênants comme le phénol, l'acétone et le propanaldéhyde par exemple. Dès lors que la température n'est pas trop élevée, il n'y a pas d'oxydation en acide acrylique.
La réaction de déshydratation du glycérol est généralement effectuée sur des catalyseurs solides acides. Les catalyseurs qui conviennent sont des matériaux homogènes ou multiphases, insolubles dans le milieu réactionnel qui ont une acidité de Hammett, notée Ho inférieure à +2.
Comme indiqué dans le brevet US 5,387,720 qui fait référence à l'article de K. Tanabe et al dans "Studies in Surface Science and Catalysis", Vol 51, 1989, chap 1 et 2, l'acidité de Hammett est déterminée par titration aminé à l'aide d'indicateurs ou par adsorption d'une base en phase gazeuse.
Ces catalyseurs peuvent être choisis parmi des matériaux siliceux naturels ou de synthèse ou les zéolithes acides ; des supports minéraux, tels que des oxydes, recouverts par des acides inorganiques, mono, di, tri ou polyacides ; des oxydes ou oxydes mixtes ou encore des hétéropolyacides ou sels d'hétéropolyacides.
Ces catalyseurs pourront généralement être constitués par un sel d'hétéropolyacide dans lequel des protons dudit hétéropolyacide sont échangés avec au moins un cation choisi parmi les éléments appartenant aux Groupes I à XVI de la Classification Périodique des Eléments, ces sels d'hétéropolyacide contenant au moins un élément choisi parmi le groupe comprenant W, Mo et V.
Parmi les oxydes mixtes, on peut citer particulièrement ceux à base de fer et de phosphore, ceux à base de Vanadium et Phosphore, ceux à base d'Aluminium et Phosphore, Bore et Phosphore, Phosphore ou silicium et tungstène et ceux à base de césium, phosphore et tungstène.
Les catalyseurs sont notamment choisis parmi les zéolithes, les composites Nafîon® (à base d'acide sulfonique de polymères fluorés), les alumines chlorées, les acides et sels d'acides phosphotungstiques et/ou silicotungstiques, et différents solides de type oxydes métalliques tels que oxyde de tantale Ta205, oxyde de niobium Nb205, alumine A1203, oxyde de titane Ti02, zircone Zr02, oxyde d'étain Sn02, silice Si02 ou silico-aluminate Si02-Al203, imprégnés de fonctions acides telles que borate B03, sulfate S04, tungstate W03, phosphate PO4, silicate Si02 ou molybdate Mo03 ou un mélange de ces composés. Les catalyseurs précédents peuvent comprendre en plus un promoteur tel que Au, Ag, Cu, Pt, Rh, Pd, Ru, Sm, Ce, Yt, Se, La, Zn, Mg, Fe, Co, Ni.
Les catalyseurs préférés sont les zircones phosphatées, les zircones tungstées, les zircones silicées, les oxydes de titane ou d'étain imprégnés de tungstate, silicotungstate ou phosphotungstate, les alumines ou silices phosphatées, les hétéropolyacides ou sels d'hétéropolyacides, les phosphates de fer et les phosphates de fer comprenant un promoteur, les oxydes mixtes Vanadium-Phosphore.
Dans le cas d'une mise en œuvre de la réaction en phase liquide, les catalyseurs utilisés, de même nature que les précédents devront eux présenter une acidité de Hammett Ho généralement inférieure à +2, de préférence comprise entre - 20 et - 8,2. Cette forme de mise en œuvre de la réaction décrite dans la publication de Benjamin Katryniok et al. « Towards the Sustainable Production of Acrolein by Glycerol Dehydration » paru dans ChemSusChem 2009 ,2,719-730 Ed. Wiley, pose cependant des problèmes au niveau industriel en raison des conditions de pression fort élevées et d'autre part de la sélectivité de la réaction dès lors que l'on cherche à augmenter le taux de conversion. C'est la raison pour laquelle le procédé en phase liquide n'est pas jusqu'à maintenant adopté par les industriels ; il faut cependant noter que le procédé de l'invention permet de résoudre le problème posé par la sélectivité et donc d'améliorer sensiblement les performances d'un procédé en phase liquide.
La deuxième étape est conduite dans un ensemble constitué d'une zone de condensation généralement dénommée absorption/désorption comportant au moins deux colonnes, la première permettant d'éliminer les composés lourds et la deuxième la désorption des composés incondensables. Par colonne il faut entendre colonne mais également échangeur de chaleur, condenseur ou de tout système équivalent. L'ensemble comprend également une zone de fractionnement comportant au moins une colonne de distillation permettant la séparation d'une part de la fraction aqueuse de la solution et d'autre part du flux riche en acroléine et du flux plus léger enrichi en aldéhydes légers tels que par exemple l'acétaldéhyde.
L'effluent gazeux issu du réacteur de déshydratation est soumis, à la sortie de celui-ci, à un refroidissement de type « quench » dans tout dispositif convenable tel qu'une « chaudière gaz - échangeur de chaleur » permettant la production de vapeur, puis envoyé au sein de la zone de condensation où lui est appliqué un lavage à l'eau permettant l'absorption de l'essentiel des constituants de l'effluent gazeux, dans une colonne d'absorption/condensation fonctionnant, à une température comprise généralement entre 0 et 90 °C, la température des gaz en tête de colonne étant de préférence comprise entre 30 et 60 °C et celle du liquide de fond de colonne comprise entre 60 et 90 °C. Dans cette colonne, l'acide acrylique, l'acide acétique, mais aussi les polyéthers de glycérol, les acétals de glycérol, le glycérol résiduel... sont séparés en fond, alors que l'acroléine, l'acétaldéhyde, le formaldéhyde, l'acétone, le propionaldéhyde et les gaz n'ayant pas réagi 02, N2... ainsi que CO, C02... sont dégagés en tête de colonne. L'effluent de tête de cette première colonne est envoyé vers une deuxième colonne d'élimination des incondensables (gaz légers), en fond de laquelle on recueille une solution aqueuse d'acroléine contenant les composés légers solubles dans les conditions, les composés incondensables étant purgés en tête de colonne. La solution aqueuse d'acroléine est adressée à la zone de fractionnement par distillation pour séparer une fraction d'aldéhydes légers contenant l'acétaldéhyde ainsi que d'autres composés légers tels que le formaldéhyde et une fraction plus lourde contenant l'acroléine ainsi que souvent du propanaldéhyde et de l'acétone en solution dans l'eau, fraction plus lourde dont le solvant aqueux qui, extrait après séparation par distillation, peut être recyclé.
Dans une variante de mise en œuvre de la zone de condensation, la colonne d'absorption sera couplée avec une autre colonne à laquelle sera adressé l'effluent de queue de la colonne d'absorption/condensation pour permettre une meilleure séparation des composés lourds et une récupération des composés plus légers ayant été entraînés dans cette fraction lourde.
Pour ce qui concerne la zone de fractionnement celle-ci comportera généralement au moins deux colonnes de distillation successives; en tête de la première colonne le flux riche en aldéhydes légers, acétaldéhyde et autres composés légers sera extrait et l'effluent liquide de queue de cette première colonne sera transféré dans une deuxième colonne dans laquelle on séparera en tête le flux d'acroléine et en queue l'effluent aqueux.
Dans une variante de mise en œuvre de cette zone de fractionnement on réalisera la séparation de l'acroléine, des aldéhydes légers et de l'eau dans une seule colonne avec un soutirage latéral comme décrit dans le brevet US 6,515,187. Ce type de colonnes « compactées » permet de limiter les investissements. Elles sont aussi illustrées par les schémas figurant dans les Techniques de l'Ingénieur J6100 page 2 et dans les encyclopédies Ullmann et Kirk Othmer page 154 et 287 par exemple.
La fraction légère recueillie en tête de colonne de distillation riche en aldéhydes légers tels que l'acétaldéhyde et le formaldéhyde est adressée à la troisième étape éventuellement après des traitements complémentaires de purification.
La composition de cette fraction légère riche en aldéhydes légers dépend des conditions opératoires de la réaction de déshydratation ainsi que de celles des phases d'absorption/désorption. En général, la teneur en acétaldéhyde est sensiblement plus élevée que celle de formaldéhyde. Cependant cela ne signifie pas que systématiquement la teneur en acétaldéhyde sera supérieure à celle du formaldéhyde dans cette fraction légère riche en aldéhydes légers. En résumé, cette fraction légère contiendra toujours de l'acétaldéhyde et une quantité variable de formaldéhyde fonction des conditions opératoires.
Lors de la troisième étape, on fait réagir l'acétaldéhyde issu de l'étape précédente avec du formaldéhyde selon une réaction d'aldolisation dont le schéma réactionnel est décrit ci-dessous. L'acétaldéhyde sera introduit dans le réacteur d'aldolisation via le flux constituant la fraction légère riche en aldéhydes légers issue de l'étape 2 riche en acétaldéhyde. Le formaldéhyde sera introduit dans le réacteur d'aldolisation d'une part via le flux constituant la fraction légère riche en aldéhydes légers et d'autre part sous forme de formaldéhyde frais. Dans le cas où la teneur en formaldéhyde de la fraction légère riche en aldéhydes légers serait telle que le ratio formaldéhyde/acétaldéhyde serait supérieur à celui fixé pour la conduite de la réaction, de l'acétaldéhyde frais serait introduit dans le réacteur d'aldolisation pour atteindre ledit ratio. On obtient ainsi par réaction d'aldolisation un flux supplémentaire d'acroléine. Ce flux supplémentaire est ensuite recyclé au niveau de l'étape 2. Cette réaction est réalisée en phase gazeuse à une température comprise entre 150 et 400 °C de préférence entre 260 et 350°C à une vitesse spatiale horaire (VVH) de 100 à 2500 h"1, à une pression généralement comprise entre 0,5 et 10 bars, de préférence entre 0,8 et 2 bars, en présence d'un catalyseur solide de condensation. Un inhibiteur de polymérisation tel que la phénothiazine, l'hydroquinone, l'éther monométhylique d'hydroquinone, le diterbutyl para-crésol (BHT), la paraphénylène diamine ou un dérivé du Tempo peut être ajouté dans le réacteur d'aldolisation. Les catalyseurs de condensation solides utilisables dans le procédé de l'invention sont généralement des oxydes naturels ou synthétiques (zéolithes par exemple) dont la gamme est très large mais devant présenter certaines caractéristiques. En effet la réaction de condensation (aldolisation) est en fait une réaction en deux étapes au cours de laquelle on forme tout d'abord un aldéhyde hydroxylé qui conduit ensuite à l'aldéhyde insaturé par déshydratation. La réalisation de ces deux étapes nécessite un catalyseur ayant des sites acides mais devant présenter également de préférence des sites basiques afin de mener à bien l'ensemble des réactions. Le choix des meilleurs catalyseurs s'effectuera sur la base de deux critères liés à l'adsorption de molécules test: NH3 (acidité), C02 et S02 (basicité).
Le premier critère est la chaleur moyenne d'adsorption de ces molécules test sur ledit solide. La méthode de mesure par microcalorimétrie différentielle est décrite dans le Handbook of Thermal Analysis and Calorimetry ; vol. 5 Chapter 11, pages 387-438 « Heterogeneous Catalysis on Solids ».
La chaleur moyenne d'adsorption du C02 devra être comprise entre 40 kJ/mole et 170 kJ/mole à 303 °K.
La chaleur moyenne d'adsorption du S02 devra être comprise entre 25 kJ/mole et 180 kJ/mole à 353 °K.
La chaleur moyenne d'adsorption de NH3 devra être comprise entre 25 kJ/mole et
170 kJ/mole à 423 °K.
Le deuxième critère est la quantité adsorbée de ces molécules test par unité de surface de ces solides tel que décrit dans l'article « Microcalorimétrie Study of the Acidity and Basicity of Métal Oxide Surfaces » de Aline Auroux et Antonella Gervasini paru dans J. Phys. Chem. 1990, 94, 6371-6379.
La quantité de NH3 adsorbée sur la surface du catalyseur sera comprise entre 1,5 et 8 micromole/m2 et celle de C02 comprise entre 0,5 et 8 micromole/m2.
A titre d'exemples de constituants du catalyseur solide, on peut citer : BaO, SrO, CaO, MgO, ZnO, Ti02, Zr02 sous forme oxyde ou carbonate, les oxydes de type argile comme les hydrotalcites, chrysotile et sépiolite, les zéolithes échangées avec des ions alcalins (Cs, K, Na, Li), les fluorures alcalins (tels que KF par exemple) déposés sur alumine, des oxydes ou oxycarbonates de terres rares, les solides de type métaux alcalins supportés sur alumine (tel que Na/Al203) ou sur magnésie (tels que Li/MgO) ou les oxydes de terres rares dopées par des alcalinao-terreux tels que (SrO-La203).
Ce catalyseur solide sera constitué par exemple de silicate de sodium sur silice, ou d'une silice-alumine présentant de préférence un rapport atomique Si/ Al supérieur à 10, comportant le cas échéant un promoteur. On peut citer aussi à titre d'exemple de tels catalyseurs, les alumino silicates cristallisés ou amorphes, les silicalites, les zéolithes synthétiques cristallines telles que la Faujasite, la Ferriérite, la ZSM-5, sous leur forme acide ou soit partiellement, soit totalement neutralisée par des éléments des groupes 1 à 14, et de préférence des groupes 1 et 2 et par Zn et Tl. Les zéolithes utilisées peuvent avoir dans leur structure une partie ou la totalité des atomes d'aluminium remplacés par des atomes trivalents tels que B, Ga, Fe, Cr, V, As, Sb, Bi, Be, et peuvent avoir une partie ou la totalité des atomes de silicium remplacés par des atomes tétravalents tels que Ge, Ti, Zr, Hf.
D'autres catalyseurs peuvent aussi convenir pour cette réaction tels que les catalyseurs oxydes mixtes de type phosphates mixtes de Cobalt et Aluminium, Alumine, Silice ou Silice-Alumine dopées par exemple avec des sels de sodium (Na), potassium (K), Césium (Cs), cadmium (Cd), Mg, Ca, Sr, Mn, Zn, Mo, Nb, Pb, Si. Ils pourront être MgO-Alumine, MgO-Si02... terres rares, sous forme de phosphates, tungstates, molybdates Les hydrotalcites, les hydroxyapatites, les oxynitrures de dérivés phosphorés tels que les oxynitrures mixtes de Vanadium-Aluminium, Phosphore- Zirconium, Phosphore-Aluminium, Vanadium-Aluminium-Phosphore, Gallium- Aluminium-Phosphore peuvent aussi convenir pour cette réaction. De même pourront être utilisés les solides basiques tels que définis dans la table 1.2 Solid Bases de la publication « Définition and Classification of Solid Acids and Bases, Their Catalytic Properties » , de l'ouvrage « New Solid Acids and Bases », de Tanabe et al, Kodansha, Tokyo, 1989 pages 1 à 3, et pages 326 à 329. Le facteur le plus important pour orienter la sélectivité vers telle ou telle molécule réside dans la nature et quantités respectives des réactifs mis en jeu. On ajoute au milieu réactionnel du formaldéhyde en quantité telle que rapport molaire formaldéhyde/ acétaldéhyde est compris entre 0,3 et 1,5 , de préférence entre 0,5 et 1,0.
La réaction est de préférence réalisée en présence d'oxygène ou d'air qui permettra d'éviter une désactivation rapide du catalyseur. Celui-ci peut cependant être régénéré par traitement à l'air à une température comprise entre 250 et 550 °C.
Schéma Réactionnel
Figure imgf000013_0001
Dans les conditions de synthèse d'autres réactions peuvent exceptionnellement se produire selon les molécules (impuretés) présentes dans le milieu telles que par exemple : Production de crotonaldéh de (2-buténal)
Figure imgf000013_0002
Figure imgf000013_0003
Cependant, on peut éviter la formation de ces composés penténal, obtenu par aldolisation croisée de l'acétaldéhyde et de propanaldéhyde, et méthacroléine en veillant à ce que le propanaldéhyde ne soit pas présent avec l'acétaldéhyde dans la fraction d'aldéhydes légers.
Par contre la production de pentaérythritol doit être considérée dans le schéma de procédé. Pour limiter la formation de ce produit lourd, le ratio formaldéhyde/acétaldéhyde doit être de préférence gardé inférieur à 1. De préférence, on opérera donc la réaction à conversion totale du formaldéhyde et à conversion partielle de 'acétaldéhyde..
Figure imgf000014_0001
La composition du mélange entrant au réacteur de synthèse de l'acroléine par aldolisation détermine en partie les ratios molaires dans lesquels les différents produits synthétisés- acroléine et crotonoaldéhyde (2-buténaldéhyde) sont obtenus.
A la sortie du réacteur d' aldolisation, l'effluent gazeux contenant l'acroléine est refroidi et recyclé vers l'étape 2 de condensation. Ce flux peut être introduit comme charge complémentaire à l'entrée de la zone de condensation de l'étape 2 où il subit tous les traitements de la chaîne principale de purification de l'acroléine produite par déshydratation du glycérol. Il peut être également introduit dans un point intermédiaire de la zone de condensation de l'étape 2, après élimination des incondensables. Enfin, il peut être introduit à l'entrée de la zone de fractionnement de l'étape 2.
Cette forme de réalisation du procédé de l'invention présente par rapport à un procédé produisant simplement d'acroléine par déshydratation de glycérol le grand avantage de consommer moins de glycérol pour la même production d'acroléine, de générer moins de déchets puisqu'une partie d'entre eux sont consommés pour produire plus d'acroléine. En effet, lors de l'étape de déshydratation, la principale « impureté » habituelle du procédé de déshydratation est l'acétaldéhyde présent souvent au niveau de 2 à 10 % molaire, bien souvent associée à une production de formaldéhyde dans des proportions substantielles de l'ordre de 0,1 à 2. En outre on peut observer que l'acroléine produit par aldolisation est habituellement soumis à un train de purifications pour atteindre les spécifications correspondant à son usage ultérieur. Le procédé de l'invention permet de se dispenser de cette phase grâce au recyclage au niveau de l'étape 2 de la totalité de l'effluent issu du réacteur d'aldolisation. Dans un autre mode de réalisation du procédé de l'invention, on utilisera comme réactif de la troisième étape un formaldéhyde bio-ressourcé obtenu à partir de bio- méthanol. Cette transformation peut être obtenue selon deux modes réactionnels légèrement différents. Le premier consiste en une oxydation selon la réaction suivante.
2 CH3OH + 02 -> 2HCHO + 2H20
Cette réaction est conduite en phase gazeuse à une température comprise entre 200°C et 500 °C sous une pression comprise entre 1 et 5 bars absolus, généralement une pression sensiblement atmosphérique, et en présence d'un catalyseur solide choisi parmi le molybdate de fer, le tungstate de fer, les oxydes mixtes de Molybdène et d'au moins un métal W, V, Cu, Nb, Ti, ...
Dans l'autre mode réactionnel le formaldéhyde est obtenu par oxydéshydrogénation du méthanol selon la réaction suivante :
Figure imgf000015_0001
Cette réaction est conduite en phase gazeuse à une température comprise entre 500°C et 700 °C en présence d'un catalyseur à l'argent ou au cuivre métal sous une pression sensiblement atmosphérique.
Il est possible de synthétiser le formaldéhyde selon un procédé combinant les deux modes réactionnels selon la combinaison des réactions suivantes :
CH3OH -> HCHO + H2
2 CH3OH + 02 -> 2 HCHO + 2 H20
2 H2 + 02 -> 2 H20
Cette combinaison de réactions est conduite en phase gazeuse à une température comprise entre 400°C et 700 °C sous une pression comprise entre 1 et 5 bars absolus et en présence d'un catalyseur solide choisi parmi le cuivre métal, l'argent métal, l'argent métal supporté sur différents supports dont le carbure de silicium, la silice, l'alumine, l'oxyde de titane.
Ces diverses réactions sont décrites dans l'Encyclopédie Ullmann volume Al 1 pages 624 à 631 ainsi que dans l'ouvrage de l'Institut Français du Pétrole « Procédés de pétrochimie » Tome 1, pages 105 à 114. Dans le cas où l'on doit introduire dans le réacteur d'aldolisation de l'acétaldéhyde frais bio-ressourcé, celui-ci pourra être synthétisé par le canal de réactions analogues mettant en œuvre le bio-éthanol telles que décrites dans l'Encyclopédie Ullmann volume Al pages 34-35 et dans l'ouvrage de l'Institut Français du Pétrole « Procédés de pétrochimie » Tome 2 édition de 1986, pages 33 à 36.
On peut utiliser le formaldéhyde sous forme de solution aqueuse ou sous forme anhydre, par exemple le paraformaldéhyde ou le trioxanne. Dans ces derniers cas, le dérivé de formaldéhyde solide est vaporisé sous flux de gaz par chauffage.
L'acroléine obtenue selon ce procédé présente un ratio 14C /12C généralement compris entre 0,9 et 1,2 10~12 selon que l'on utilise ou non un formaldéhyde et/ou acétaldéhyde frais non bio-ressourcé. L'acroléine obtenue présentera de préférence un
-12
ratio compris entre 1,1 et 1,2 10" .
Le procédé de l'invention sera mieux compris à la lumière de la description ci- après faite en référence aux figures annexées.
- La figure 1 illustre les étapes 1 (déshydratation du glycérol) et 2 (condensation et séparation des produits) du procédé visant la synthèse de l'acroléine suivie des étapes de purification par élimination des composés lourds et des incondensables.
- La figure 2 illustre une variante du même procédé.
- La figure 3 illustre les étapes 1 et 2 du procédé avec extraction séparée de l'acétaldéhyde et de l'acroléine dans une seule et même colonne.
- La figure 4 illustre le schéma d'un procédé complet avec ses trois étapes de synthèse de l'acroléine y compris par aldolisation de l'acétaldéhyde et du formaldéhyde issus de la phase de fractionnement de l'étape 2 et recyclage de l'effluent du réacteur d'aldolisation en tête de la zone de condensation.
- La figure 5 illustre une variante du procédé selon laquelle le recyclage par la ligne 12 s'effectue au sein de la zone de condensation en aval de la colonne d'élimination des lourds.
- La figure 6 illustre une variante du procédé selon laquelle le recyclage par la ligne 12 s'effectue à l'entrée de la zone de fractionnement. - La figure 7 illustre une variante du procédé mettant en œuvre le schéma de la figure 4 avec cependant une zone de fractionnement à une seule colonne comme illustré à la figure 3.
Selon la figure 1, on introduit dans le réacteur R, contenant le catalyseur acide, par la ligne 1 la charge de glycérol en mélange avec de la vapeur d'eau, après préchauffage, ainsi que de l'oxygène et un gaz inerte, tel que de l'azote. On pourra en cours d'opération substituer tout ou partie de l'azote par les gaz incondensables extraits de la colonne 4 par la ligne 14. Le réacteur est maintenu en température entre 250 et 350°C et sous une pression de 1 à 5 bars. A la sortie du réacteur on refroidit l'effluent gazeux en amont de la colonne 2 de condensation. Dans la colonne 2 où on procède à un lavage à l'eau introduite par la ligne 19, la fraction lourde est soutirée en pied et est adressée à une colonne 3 où elle est soumise à un strippage dont le but est de récupérer les aldéhydes légers qui ont été entraînés dans le flux des lourds contenant les composés acides et lourds. Ce strippage des composés les plus légers peut éventuellement être facilité par l'utilisation d'un gaz de strippage, introduit par la ligne 18 qui peut être de l'air, de l'air dilué ou des gaz de recyclage comme par exemple ceux obtenus en tête de la colonne 4. L'air (02) peut en outre inhiber des réactions de polymérisation dans les colonnes sous réserve d'en utiliser une quantité limitée telle qu'elle n'entraîne pas des conditions inflammables. La fraction légère est extraite en tête de colonne 3 et recyclée en bas de colonne 2. La fraction légère de la colonne 2 est sortie en tête de colonne et adressée à une colonne 4 d'élimination des gaz incondensables par strippage à la suite de l'absorption des aldéhydes dans la solution aqueuse. Dans cette colonne 4 on procède à l'extraction des composés incondensables en tête de colonne et l'effluent liquide soutiré en queue de colonne est adressé, après réchauffement par échange thermique, à une colonne 5. En tête de colonne 5 on extrait par la ligne 8 un flux riche en acétaldéhyde (et composés légers) et en queue de cette colonne on soutire un flux aqueux enrichi en acroléine qui est adressé en colonne 6. En tête de la colonne 6 on extrait par la ligne 7 le flux gazeux riche en acroléine et l'effluent de queue riche en eau, dont une fraction est purgée par extraction, et le principal est recyclé par la ligne 9 vers la colonne 4.
Le schéma de la figure 2 illustre une variante de mise en œuvre de la partie amont, étapes 1 et 2, du procédé, déshydratation du glycérol et fractionnement des produits. A la différence du schéma de la figure 1, la colonne 2 sert au lavage à l'eau, introduite selon la flèche 19, de l'effluent issu du réacteur, les composés lourds sont soutirés en pied de cette colonne 2 par la ligne 10. La fraction gazeuse est envoyée dans une colonne 4' dont on extrait en tête les incondensables par la ligne 14, cette colonne 4' est couplée avec la colonne 4 dont l'effluent de queue est recyclé après réchauffement en haut de la colonne 4'. Les autres éléments du schéma sont identiques à ceux de la figure
I à la seule différence que le recyclage du solvant aqueux de la ligne 9 n'est pas indiqué.
Le schéma de la figure 3 est analogue à celui de la figure 1 à la différence que le fonctionnement de la colonne 5 est modifié, ladite colonne étant pourvue d'un soutirage latéral permettant d'extraire simultanément par la ligne 7, localisée à un niveau intermédiaire, le flux gazeux riche en acroléine et en tête l'acétaldéhyde et les légers par la ligne 8. L'effluent de queue riche en eau dont une fraction est purgée par extraction et le principal recyclé par la ligne 9 vers la colonne 4
Il est à noter que certaines séparations par distillation peuvent nécessiter une élévation du niveau thermique ; dans ce cas on pourra implanter un rebouilleur à la base d'une colonne nécessitant cette élévation. Pour simplifier la présentation ce rebouilleur et les autres unités annexes ne sont pas systématiquement indiqués dans les schémas.
La figure 4 représente le schéma de l'ensemble d'un procédé avec ses trois étapes.
II est identique au schéma de la figure 2 pour toute la partie amont du procédé, du réacteur R à la colonne 6. En aval des colonnes 5 et 6, le flux 8, réchauffé, est adressé au réacteur 15 pour réaliser la synthèse de Γ acroléine par aldolisation de l'acétaldéhyde contenu dans le flux 8 et éventuellement celui introduit par la ligne 13, avec le formaldéhyde. Par une ligne 11, on introduit éventuellement un complément de formaldéhyde. On introduit dans le réacteur 15 par la ligne 16 de l'air (ou une source d'oxygène) ainsi que de l'azote (lignel7). Ce réacteur, fonctionnant en phase gaz à une température comprise généralement entre 260 et 350°C , sous une pression généralement comprise entre 0,8 et 2 bars et une V.V.H. comprise entre de 100 et 2500 h"1 , est pourvu du catalyseur solide de réaction de condensation. L'effluent gazeux contenant Γ acroléine produite, les réactifs non convertis et les autres coproduits dont l'eau est extrait par la ligne 12 et adressé après refroidissement à la colonne 2. La quantité de formaldéhyde et/ou d'acétaldéhyde nécessaire à la réaction non fournie par la ligne 8 est complétée par une quantité additionnelle par le canal de la ligne 13 ou la ligne 11.
Dans une variante préférée de mise œuvre du procédé par exemple décrit en référence à la figure 4 on pourra faire fonctionner une unité de production d'acroléine sans apport externe d'acétaldéhyde. En effet, l'effluent riche en acroléine issu de la colonne 6 est sorti par la ligne 7 servant à la fabrication de Γ acroléine en tant que produit. Le flux sortant par la ligne 8 contient non seulement de l'acétaldéhyde, mais dans le cas de la conversion du glycérol en acroléine, ce flux riche en acétaldéhyde contient aussi du formaldéhyde. Il suffit de choisir le débit des flux de la ligne 11 afin que le complément corresponde à une quantité de formaldéhyde telle que combinée avec les teneurs en constituants et les débits d'alimentation du courant 8 dans le réacteur 15, on ait les ratios molaires choisis pour la réaction d'aldolisation, et cela en s 'affranchissant éventuellement de l'alimentation complémentaire via la ligne 13..
De façon analogue, dans le cas où le courant 8 aurait une teneur en formaldéhyde telle que le ratio molaire formaldéhyde/acétaldéhyde serait supérieur à celui retenu pour la réaction d'aldolisation, le complément en acétaldéhyde serait apporté par la ligne 13.
Sur l'unité industrielle, les divers éléments la constituant, la taille des réacteurs notamment, seront définis initialement sur la base d'un fonctionnement « normal » (nominal) en termes de capacités. Dans le cas où le réacteur R serait en « déficit » de fonctionnement par rapport à sa capacité ou par exemple en régénération, une alimentation complémentaire en formaldéhyde via 11 et en acétaldéhyde via 13 pourra permettre un fonctionnement optimal du réacteur 15 et par conséquent du train de distillation.
Dans cette configuration du schéma de procédé il n'est pas nécessaire que la séparation dans la colonne 5 de l'acroléine et de l'acétaldéhyde soit parfaite. La colonne 5 peut être réglée de telle façon qu'elle laisse passer dans le flux 8 tout l'acétaldéhyde et de ce fait également une certaine quantité d'acroléine en tête avec d'autres aldéhydes et cétones légers. On entend par aldéhydes et cétones légers ceux qui ont des points d'ébullition inférieurs ou égaux à l'acroléine tels que aldéhydes et cétones légers En effet, il est préférable de laisser passer de l'acroléine dans l'acétaldéhyde, et d'envoyer à la séparation dans la colonne 6 un flux plus pauvre en acétaldéhyde, mais en même temps ayant un débit plus faible, sans devoir excessivement grossir la colonne 5, ce qui permet de réduire les investissements nécessaires et de respecter plus facilement les critères de qualité de l'acroléine.
Dans cette configuration par la combinaison d'une production d'acroléine par déshydratation du glycérol et d'une autre production d'acroléine par aldolisation de l'acétaldéhyde par le formaldéhyde les flux sont mieux valorisés ce qui par conséquent facilite l'application industrielle. La figure 5 illustre une variante du procédé selon laquelle l'acroléine synthétisée par réaction d' aldolisation entre l'acétaldéhyde et le formaldéhyde, est adressé par la ligne 12 après refroidissement à la zone de condensation en aval de la colonne 4' et/ou en amont de la colonne 4. Selon ce schéma de procédé le flux 12 est renvoyé dans le flux allant de la colonne 4' à la colonne 4, et sert au lavage des gaz incondensables. L'acétaldéhyde et l'acroléine seront absorbés et éliminés en tête de colonne 4, les lourds produits seront retournés avec l'eau vers la colonne 4'. L'avantage de cette configuration consiste en ce que le flux chaud venant de 12, permet de réchauffer le flux allant de la colonne 4' à la colonne 4. Dans l'hypothèse d'une alimentation complémentaire en acétaldéhyde, celle-ci pourra s'effectuer soit au niveau de la ligne 8 soit en amont de la colonne 5 où s'effectue la séparation des aldéhydes légers et de l'acroléine.
La figure 6 illustre une variante du procédé selon laquelle l'acroléine synthétisée par réaction d' aldolisation entre l'acétaldéhyde et le formaldéhyde, est adressé par la ligne 12 après refroidissement à l'entrée de la zone de fractionnement dans le courant allant de la colonne 4 à la colonne 5.
Selon cette configuration du procédé le flux 12 contenant principalement de l'acroléine, de l'acétaldéhyde et de l'eau, ces derniers sont envoyés dans la colonne 5 où l'acétaldéhyde qui n'a pas été convertie est distillée à nouveau. Si la conversion dans le réacteur 15 est partielle, alors de l'acétaldéhyde s'accumule dans cette boucle, jusqu'à atteindre une concentration d'équilibre, telle que la quantité d' acétaldéhyde produite dans le réacteur R est approximativement égale à celle convertie dans le réacteur 15. Les éventuels produits lourds formés dans le réacteur 15 sont éliminés en 9.
Dans ces configurations le propanaldéhyde est éliminé avec l'acroléine et n'est donc pas envoyé avec l'acétaldéhyde vers le réacteur 15. On ne forme donc pas de méthacroléine dans ce procédé et il n'est donc pas nécessaire de chercher à la séparer.
La figure 7 illustre une variante du procédé mettant en œuvre le schéma de la figure 4 avec une zone de fractionnement simplifiée à une seule colonne analogue à celle de la figure 3. Dans cette variante, sans recyclage de l'effluent aqueux de la ligne 9, on injecte en bas de colonne 5 via la ligne 20 de la vapeur d'eau sous une pression de 4 bars et on injecte et tête de colonne 4 de l'eau d'absorption par la ligne 21.
Le procédé de l'invention est illustré par les exemples suivants.
L'exemple 1 vise la synthèse de l'acroléine selon le procédé « conventionnel » tel qu'illustré par la figure 2. Il s'agit d'un exemple comparatif .
L'exemple 2 illustre le procédé de l'invention tel qu'illustré par la figure 4.
Les exemples 3 à 6 décrivent le procédé mis en œuvre selon le schéma décrit à la figure 7 en faisant varier les conditions opératoires du réacteur d'aldolisation: quantité de formaldéhyde, ratio formaldéhyde/acétaldéhyde, température, V.V.H.
Exemples 1 (comparatif) et 2
Les conditions opératoires du réacteur R mises en œuvre à l'identique dans les deux exemples sont les suivantes : Température : 320 °C ; Pression : 2,8 bars absolus ; Catalyseur : Zircone tungstée (ref ZI 044 de Dai Ichi Kigenso) ; WH de 2250 h"1.
Les conditions opératoires du réacteur 15 mises en œuvre dans l'exemple 2 sont les suivantes : Température : 300 °C ; Pression : 1,3 bars ; Catalyseur : Silicate de sodium supporté sur silice.
Les mesures de débits molaires au sein des éléments principaux du procédé sont données dans les tableaux 1 (exemple comparatif) et 2 (selon l'invention) ci-dessous. Tableau 1
Figure imgf000022_0001
Tableau 2
1 Sortie Entrée Entrée Entrée Entrée 8 7 11 12 R 2 4 5 6
Débit Molaire
kmol/h
GLYCEROL 3,274 0,033 0,033 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
EAU 41 , 1 12 47,661 49,009 106,054 0,344 0,344 0,000 0, 1 13 1 , 145 1 ,348
02 2,972 2,467 2,467 0,074 0,005 0,000 0,005 0,000 0,000 0,000
ARGON 0,062 0,062 0,062 0,002 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
ACROLEINE 0,001 2,620 2,823 2,780 2,705 2,705 0,000 2,705 0,000 0,203
C02 7, 139 7,336 7,336 0,954 0,210 0,000 0,210 0,000 0,000 0,000
ACETALDEHYDE 0,000 0,295 0,404 0,391 0,363 0,000 0,363 0,000 0,000 0, 109
ACETONE 0,000 0,003 0,003 0,003 0,003 0,003 0,000 0,003 0,000 0,000
PROPIONALDEHYD 0,000 0,016 0,016 0,005 0,005 0,005 0,000 0,005 0,000 0,000 E
ACETAL de 0,000 0,008 0,008 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 GLYCEROL
ACIDE ACRYLIQUE 0,000 0,033 0,033 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
CO 0,003 0,393 0,393 0,012 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
ACIDE ACETIQUE 0,000 0,049 0,049 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
ACIDE 0,000 0,003 0,003 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
PROPIONIQUE
ALCOOL 0,000 0,007 0,007 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 ALLYLIQUE
FORMALDEHYDE 0,001 0,246 0,246 0,238 0, 179 0, 179 0,000 0,000 0,254 0,000
ACIDE FORMIQUE 0,000 0,010 0,010 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000
HYDROXY ACETON 0,000 0,033 0,033 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 E
Température 320°C 70 °C 5 °C
Pression 2,8bars 1 ,7 bars 1 ,7 bars Exemples 3 à 6
Les exemples 3 à 6 sont conduits sur la base du schéma de procédé de la figure 7. Par souci de simplicité, certaines pièces d'équipement (compresseurs, rebouilleurs, condenseurs, purges...) sont volontairement omises.
Les conditions opératoires du réacteur R de déshydratation du glycérol en acroléine sont pour ces différents exemples globalement analogues à celles des exemples 1 et 2. Les différences portent sur les conditions opératoires du réacteur d'aldolisation 15.
Dans l'exemple 3 on utilise pour alimenter le réacteur 15 une solution aqueuse de formaldéhyde à 27 % poids et un ratio molaire Formaldéhyde/Acétaldéhyde de 0,7. La réaction est conduite à une température de 300 °C sous une VVH de 500 h"1 en présence du catalyseur de condensation utilisé dans l'exemple 2. Une analyse détaillée des teneurs des divers flux en acroléine et divers composés est donnée dans le tableau 3 ; on peut observer que l'on obtient ainsi une augmentation de près de 10 % de la productivité en acroléine par rapport à la teneur en acroléine disponible à la sortie du réacteur R.
Dans l'exemple 4 on utilise pour alimenter le réacteur 15 une solution aqueuse de formaldéhyde à 27 % poids et un ratio molaire Formaldéhyde/Acétaldéhyde de 0,8 La réaction est conduite à une température de 300 °C sous une VVH de 300 h"1 en présence du catalyseur de condensation utilisé dans l'exemple 2. Une analyse détaillée des teneurs des divers flux en acroléine et divers composés est donnée dans le tableau 4 ; on peut observer que l'on obtient ainsi une augmentation de près de 10 % de la productivité en acroléine. Dans l'exemple 5 on utilise pour alimenter le réacteur 15 du paraformaldéhyde qui est sublimé sous un flux d'air dilué et un ratio molaire Formaldéhyde/Acétaldéhyde de 0,9 La réaction est conduite à une température de 325 °C sous une VVH de 750 h"1 en présence du catalyseur de condensation utilisé dans l'exemple 2. Une analyse détaillée des teneurs des divers flux en acroléine et divers composés est donnée dans le tableau 5 ; on peut observer que l'on obtient ainsi une augmentation de près de 10 % de la productivité en acroléine. Dans cet exemple, des traces de crotonaldéhyde sont produites et éliminées en pied de colonne 5. Dans l'exemple 6 on utilise pour alimenter le réacteur 15 une solution de formaldéhyde à 50 % pds et un ratio molaire Formaldéhyde/ Acétaldéhyde de 0,8. On ajoute au réacteur un petit débit d'air avec la solution de formaldéhyde. La réaction est conduite à une température de 350 °C sous une VVH de 300 h"1 en présence du catalyseur de condensation utilisé dans l'exemple 2. Une analyse détaillée des teneurs des divers flux en acroléine et divers composés est donnée dans le tableau 6 ; on peut observer que l'on obtient ainsi une augmentation de près de 10 % de la productivité en acroléine.
Tableau 3
Figure imgf000025_0001
Tableau 4
Tableau 5
Figure imgf000027_0001
Tableau 6
Figure imgf000028_0001

Claims

REVENDICATIONS
1) Procédé de synthèse d'acroléine consistant
- dans une première étape à soumettre une charge de glycérol issue de la méthanolyse des huiles végétales ou des graisses animales, à une réaction de déshydratation conduisant à l'acroléine selon la réaction CH2OH-CHOH-CH2OH CH2=CH- CHO + 2H20 puis,
dans une deuxième étape après avoir soumis l'effluent issu de la première étape à un refroidissement à procéder tout d'abord dans une première zone à un lavage à l'eau et la condensation de l'effluent gazeux issu de la première étape, pour séparer ensuite dans une deuxième zone de fractionnement d'une première part un flux riche en aldéhydes légers, d'une deuxième part un flux riche en eau et d'une troisième part le flux d'acroléine et, puis
- dans une troisième étape à faire réagir l'acétaldéhyde contenu dans le flux riche en aldéhydes légers issu de l'étape précédente avec du formaldéhyde pour obtenir un second flux riche en acroléine par réaction d'aldolisation selon le schéma réactionnel suivant : CH3-CHO + CH20 CH2=CH-CHO + H20 et à recycler ce second flux riche en acroléine au niveau de l'étape 2 précédente.
2) Procédé selon la revendication 1 caractérisé en ce que le réacteur d'aldolisation est alimenté par le flux d'aldéhydes légers issus de l'étape 2 qui est complété par un flux auxiliaire d'acétaldéhyde et/ou de formaldéhyde tel que le rapport molaire acétaldéhyde/ formaldéhyde au sein du réacteur est compris entre 0,3 et 1,5 et de préférence entre 0,5 et 1.
3) Procédé selon l'une des revendications 1 ou 2 caractérisé en ce que la première étape de déshydratation du glycérol est réalisée en phase gaz dans le réacteur en présence d'un catalyseur solide à une température allant de 150°C à 500°C, de préférence comprise entre 250°C et 350°C, et une pression comprise entre 1 et 5 bars.
4) Procédé selon la revendication 3 caractérisé en ce que cette étape est conduite en présence d'oxygène.
5) Procédé selon l'une des revendications 3 ou 4 caractérisé en ce que le catalyseur solide est constitué à partir de matériaux homogènes ou multiphases, insolubles dans le milieu réactionnel et qui ont une acidité de Hammett, notée Ho inférieure à +2.
6) Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 5 caractérisé en ce que la réaction d'aldolisation de la troisième étape est réalisée en phase gazeuse à une température comprise entre 150°C et 400 °C, de préférence entre 260°C et 350°C, à une pression généralement comprise entre 0,5 et 10 bars, de préférence entre 0,8 et 2 bars, en présence d'un catalyseur solide de condensation.
7) Procédé selon la revendication 6 caractérisé en ce que l'étape est conduite en présence d'oxygène.
8) Procédé selon la revendication 6 caractérisé en ce que le catalyseur est un solide tel que d'une part, les chaleurs moyennes d'adsorption du C02 , du S02 et de NH3 seront respectivement comprises entre 40 et 170 kJ/mole à 303 °K (C02), entre 25 et 180 kJ/mole à 353 °K (S02) et entre 25 et 170 kJ/mole à 423 °K (NH3) et d'autre part, la quantité de NH3 adsorbée sur la surface du solide sera comprise entre 1 ,5 et 8 micromole/m2 et celle de C02 comprise entre 0,5 et 8 micromole/m2.
9) Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8 caractérisé en ce que le second flux riche en acroléine issu de la réaction d'aldolisation est recyclé à l'entrée de la zone de condensation de l'étape 2.
10) Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8 caractérisé en ce que le second flux est recyclé dans un point intermédiaire de la zone de condensation de l'étape 2, après élimination des incondensables.
11) Procédé selon l'une quelconque des revendications 1 à 8 caractérisé en ce que le second flux est recyclé à l'entrée de la zone de fractionnement de l'étape 2.
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