DD263978A5

DD263978A5 - Verfahren zur herstellung von isopropylalkohol und tertiaeren c tief 4- bis c tief 5- alkoholen

Info

Publication number: DD263978A5
Application number: DD87306112A
Authority: DD
Inventors: Rolf-Rainer Carls; Werner Webers; Guenther Osterburg; Milan Prezelj; Michael Dettmer
Original assignee: ��@��@��k��
Priority date: 1986-08-19
Filing date: 1987-08-17
Publication date: 1989-01-18
Also published as: JPH0427219B2; DE3628008C1; JPS6351343A; CA1272218A; US4760202A

Abstract

Mit der Erfindung wird ein Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohol und tertiaeren C4- bis C5-Alkoholen zur Verfuegung gestellt, welches gute Umsaetze und Selektivitaet gewaehrleistet. Aufgabe der Erfindung ist es, ein Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohol und tertiaeren C4- bis C5-Alkoholen aufzufinden, das gute Ausbeuten und eine hohe Selektivitaet sichert. Isopropylalkohol und tertiaere Alkohole mit 4 bis 5 Kohlenstoffatomen werden durch Umsetzung eines olefinhaltigen Kohlenwasserstoffstroms mit Wasser in Gegenwart eines starksauren Feststoff-Katalysators dadurch hergestellt, dass der Kohlenwasserstoffstrom am einen Ende und das Prozesswasser am anderen Ende einer Reaktorenkette aus mehreren hintereinandergeschalteten Reaktoren eingespeist werden und beide Prozessstroeme die Reaktorenkette kaskadenartig im Gegenstrom, jedoch die einzelnen Reaktoren im Gleichstrom durchstroemen.

Description

Anwendungsgebiet der Erfindung

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkchol und tertiären C₄- bis C.₃-Alkoholen durch Umsetzung eines Kohlenwasserstoffstroms, der Propen bzw. C₄- bis Cs-Isoolefine enthält, mit Wjsser in Gegenwart eines starksauren Feststoff-Katalysators bei erhöhtem Druck und erhöhter Temperatur, Abführung des Restgases und des wäßrigen Produktalkohols und Gewinnung des Alkohols.

Charakteristik des bekannten Standes der Technik

Durch die DE-AS 1 210768 ist bereits ein Verfahren zur kontinuierlichen Herstellung von Isopropyldlkohol und Disopropyläther durch katalytische Hydratisierung von Propen bekannt geworden. Hierbei wird als Katalysator ein starksaurer Kationenaustauscher verwendet, der aus einem mit etwa 5 bis 20Gew.-% Divinylbenzol vernetztem Styrolpolyrmjrisat, das pro aromatischem Ring etwa eine Sulfonsäuregruppo enthält, besteht. Bei diesem bekannten Verfahren wird zur Herstellung des Alkohols als Hauptprodukt unter einem Druck von etwa 17 bis 105atm. be! einer Temperatur von etwa 135 bis 157 ⁰C und mit einem Verhältnis von 4 bis 10 Mo! Wasser pro Mol Propen gearbeitet. Es sind ferner Beschickungsgeschwindigkeiten von 0,5 bis Raumteilen flüssiges Propen pro Raumteil des feuchten Harzkatalysators und Stunde vorgesehen. Da die Dichte von flüssigem Propen beim Sättigungsdruck d₄ ^ü = 0,51934g/ml beträgt, entspricht diese Beschickungsgeschwindigkait etwa 6,7 bis 123,4 Mol Propen pro Liter Katalysator und Stunde. Bei dem bekannten Verfahren sollen 20 bis 90 Mol-% des eingesetzten Propens pro Durchlauf umgewandelt werden können, wobei ein Konversionsgrad von etwa 35% bevorzugt wird. Unter diesen Bedingungen wurde die beste Selektivität für Isopropylalkohol, im folgenden mit IPA bezeichnet, bei 135°C erreicht, jedoch betrug sie nur 69Mol-%desnurzu 22 Mol-% umgewandelten Propens

Die Selektivität dor Nebenprodukte betrug für Diisopropyläther etwa 28 und für Propenpolymerisate 3Mol-%.

Wie diese Auslegeschrift lehrt, nimmt der relativ geringe Umwandlungsgrad des Olefins bei höherer Arbeitstemperatur zwar noch etwas zu, jedoch stieg die Polymerisatbildung gleichfalls an und die Selektivität für IPA ging noch weiter zurück. Außerdem erwiesen sich Temperaturen über etwa 149°C als nachteilig für die nutzbare Lebensdauer des Katalysators. Bei dem bekannten Verfahren war es sowohl notwendig wie schwierig, die Temperaturschwankungen in der Katalysatorschicht innerhalb eines Bereiches von etwa 11⁰C, vorzugsweise 5,5°C zu halten, insbesondere bei höheren Konversionsgraden, obwohl man diesen du.ch lokale Überhitzung des Katalysatormaterials verursachten Schwierigkeiten durch ein relativ hohes Wasser/Olefin-Molverhältnisvonetwa4bis 10:1 abzuhelfen versuchte. \

Ein ähnliches Verfahren ist in der DE-AS 1105403 beschrieben, wo als Katalysator ein sulfoniertes Mischpolymerisat aus etwa 88 bis 94% Styrol und 12 bis 6% p-Divinylbenzol verwendet wurde, das 12 bis 16Gew.-% Schwefel in Form von Sulfonsäuregruppeen en'hielt und in dem 25 bis 75% der Protonen dieser Säuregruppen durch Metalle aus den Gruppen! oder VIII des Periodensystems, insbesondere Cu, ersetzt waren. Bei diesem Verfahren ist eine Reaktionstemperatur von 120 bis 220, insbesondere 155 bis 220⁰C, eine Beschickungsgeschwindigkeit von 0,5 bis 1,5 Raumteilen flüssiges Olefin je Raumteil Katalysator und Stunde sowie ein Wasser/Olefin-Molverhältnis von 0,3 bis 1,5 angegeben worden. Wie die Beispiele dieser Auslegeschrift zeigen, wird auch bei diesem Vorfahren eine annehmbare Selektivität für IPA nur bei niederer Temperatur, etwa 12O⁰C, und geringem Konversionsgrad, etwa 3,9Mol-%, erreicht. Bei höheror Temperatur (17O⁰C) stieg zwar die Propenkonversion auf etwa 35Mol-% an, jedoch fiel dabei die IPA-Selektivität auf 55% ab, und dieser enthielt etwa 45% Diisopropyläther. Das bekannte Verfahren ist auf Grund seiner geringen Selektivität für IPA wirtschaftlich nur tragbar, wenn man den hohen Ätheranteil zulassen, d. h. einer Verwertung zuführen kann. Wie insbesondere die DE-AS 1291729 zeigt, haftet den bekannten Verfahren ferner der Nachteil einer relativ kurzen nutzbaren Lebensdauer des als Katalysator verwendeten stark sauren Ionenaustauschers an.

In der DE-PS 2233967 wird ein verbessertes Verfahren zur Erzeugung von IPA beschrieben, das in einem als Rieselsäule ausgebildeten Reaktor durchgeführt wird, wobei Propylen und Wasser im Gleichstrom geführt werden. Nachteil dieses Verfahrens ist ein Umwandlungsgrad des Propens von nur 75%, der eine Rückgewinnung des Propens aus dem Restgasstrom erforderlich macht, und die Selektivität, die bei nur etwa 95% liegt.

In der DE-PS 2429770 wird ein Verfahren beschrieben, bei dem Isopropylalkohol in einem Reaktor hergestellt wird, wobei Propen und Reaktionswasser in den Sumpf eingespeist und im Gleichstrom durch den Reaktor geführt werden. Dieses Verfahren erreicht zwar bei geringen Propenumsätzen von etwa 10% per Durchgang noch eine Selektivität von 99%, die aber bei einer Beladung der überkritischen Gasphase mit etwa 20% IPA auf unter 95% absinkt. Nachteil ist auch hier der geringere Gesamtumsatz, der eine Rekonzentrierung des etwa 85%igen Restgases erforderlich macht.

Es werden auch Verfahren zur Verbesserung der Selektivität beschrieben, die durch Rückführung des gebildeten Ethers in den Einsatzsirom die Gleichgewichtslage unterdrücken, siehe z. B. Chemical Engineering, September 4,1972, S. 50,51 und DE-OS 2759237.

Alternative Möglichkeiten zur Erhöhung der Gesamtselektivität eines kontinuierlichen Prozesses bestehen durch separate Spaltung des gebildeten Ethers in entweder Ausgangsolefin und Alkohol, siehe z. B. die US-PS 4352945 oder in zwei Moleküle Alkohol pro Mol Ether in Gegenwart eines Wasserüberschusses, siehe die DE-OS 3336644.

Die beiden letztgenannten Möglichkeiten haben u.a. den Nachteil, daß zu ihrer Realisierung ein weiterer Reak'or benötigt wird. Bei der erstgenannten Möglichkeit, der Etherrückführung in den Eingangsstrom, ergibt sich ein starker Abfall der Roaktorleistung.

In der DE-PS 3419392 wird ein Verfahren beschrieben, bei dem der Ether separat von den Reaktanden 5 bis 30% vor Ende der Reaktionsstiecke, bezogen auf die Gesamtlänge, in den Reaktor eingespeist wird. Bei diesem Verfahren muß der Ether für die Rückführung jedoch erst destillativ oder extraktiv aus dem Rohalkoholgemisch gewonnen werden. Es sind auch bereits verschiedene Verfahren zur Herstellung von insbesondere tertiären Alkoholen durch Hydratisierung entsprechender olefinisch ungesättigter Verbindungen in Gegenwart von Kationenaustauscherharzen vom Sulfonsäuretyp bekannt. Ausreichende Ausbeuten wurden nur dadurch erzielt, daß Lösungsmittel als Lösungsvermittler zugesetzt wurden, die dafür sorgen, daß Wasser und sec-Olefin eine einheitliche Phase bilden, oder das Olefin in einer höheren Konzentration im Prozeßwasser vorliegt. Erwähnt sei z. B. ein Verfahren, bei dem Isobuten oder ein Isobuten enthaltender Kohlenwassorstoffstrom mit einer wäßrigen Lösung einer organischen Säure in Gegenwart eines sauren Kationenaustauscherharzes als Katalysator umgesetzt werden, siehe die DE-OS 2430470; ferner ein Verfahren, bei dem dem Reaktionssysiem ein einwertiger Alkohol zugesetzt und ein Katalysator wie oben verwendet wird, siehe japanische Patentanmeldung 137906/75. Gemäß der US-PS 4096194 werden Giykol, Glykolether oder Glykoldiether zugesetzt, und die JP-OS 59802/76 (Chemical Abstracts, Vol. 86, 1977,86:19392b) offenbart die Umsetzung in Gegenwart polarer Lösungsmittel, insbesondere Dioxan.

In der DE-OS 302S739 werden mehrwertige Alkohole vom Neopentyltyp und in der DE-OS 2721206 und DE-OS 3031702 Sulfone, z. B. Sulfoian, als Lösungsvermittler vorgeschlagen.

Diese bekannten Verfahren zur Herstellung von tertiären Alkoholen, insbesondere tert-Butylalkohol, durch Hydratisierung von sec-Olefinen und insbesondere Isobuten besitzen den Nachteil, daß sie Nebenprodukte erzeugen, wie Additionsprodukte aus Isobuten und den zugesetzten organischen Säuren oder organischen Lösungsmitteln, obgleich diese die Reaktionsgeschwindigkeit in gewissem Ausmaß verbessern. Da diese Nebenprodukte und zugesetzten Lösungsmittel Siedepunkte in der Nähe von oder unterhalb des tert-Butylalkohols besitzen, ist ihre Abtrennung und die Isolierung des tort-Butanols von diesen Nebenprodukten und Lösungsmitteln sehr schwierig und erfordert hohe Betriebskosten. Während das Verfahren nach DE-OS 2721 206 zur Herstellung von sec-Butanol durch Umsetzung von Buten-1 und Buten-2 bei einer Temperatur von 100 bis 220°C gute Stabilität des verwendeten Lösungsmittels zeigt, ist es unmöglich, auf diese Weise tert-Butanol in hoher Ausbeute durch selektive Hydratisierung von Isobuten zu erzeugen, da die mitanwesendan n-Olefine auch mit Wasser reagieren und neben tert-Buiyialkohoi auch sec-Bulylalkohol und Isobuten-Dirnere in größerem Umfang entstehen. Bei Verwendung organischer Säuren wie z. B. Essigsäure, müssen Maßnahmen zur Eingrenzung der Korrosionsproblome vorgenommen werden.

Gemäß DE-AS 1176114 werden Verfahren vorgeschlagen, die ohne Lösungsvermittler durchgeführt werden, die aber zu geringeren Umsätzen oder zu geringeren Selektivitäten führen. In der DE-OS 3031702 ist aus Tabelle 2, Seite 14, ersichtlich, daß ohne Lösungsvermiitler kaum wirtschaftlich brauchbare Isobutenumsätza zu erzielen sind.

Ziel der b'rflidung I

Mit der Erfindung wird ein Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohol und tertiären C4- bis C$-Alkoholen zur Verfügung gestellt, welches gute Umsätze und Selektivitäten gewährleistet.

Darlegung des Wesens der Erfindung

Der Erfindung liegt die Aufgabe zugrunde, ein Verfahren bereitzustellen, das es gestattet, durch Direkthydratation von Olefinen ohne Ätherrückführung und dessen separate Spaltung Alkohole und in guter Ausbeute und hoher Selektivität und inbesondere aus Isoolefinen ohne den Zusatz von Lösungsvermittlern und den damit verbundenen Nachteilen tertiäre Alkohole mit guten Ausbeuten und Selektivitäten herzustellen.

Diese Aufgabe wird erfindungsgemäß durch die Merkmale des Hauptanspruches gelöst.

Hierbei kann man entweder im Sumpfphasenverfahren den Kohienwasserstoffstrom und das Prozeßwasser am Sumpf der jeweiligen Reaktoren oder im Rieselverfahren die beiden Prozeßströme am Kopf der jeweiligen Reaktoren zuführen.

Vorzugsweise führt man das erfindungsgemäße Verfahren in einem Reaktorsystem durch, das 2 bis 10 und insbesondere 3 bis 5 Reaktoren umfaßt.

Bei gleicher Fahrweise kann das erfindungsgemäße Verfahren auch in einem einzigen Reaktor durchgeführt werden, der mehrere Reaktorbetten als separate Reaktionszonen enthält, wobei der eine Prozeßstrom von oben nach unten und der andere Prozeßstrom von unten nach oben geführt und bei Durchströmung der einzelnen Reaktionszonen im Gleichstrom die Prozeßströme beim Sumpfphasenverfahren am Sumpf der jeweiligen Zone und beim Rieselverfahron am Kopf der jeweiligen Zone eingeleitet werden. Vorteilhafterweise wird der das Reaktorsystem verlassende, im folgenden als „Restgas" bezeichnete Kohlenwasserstoffstrom zur Entfernung des Alkohols mit Wasser gewaschen und dieses dann als Prozeßwasser oder Teil des Prozeßwassers eingesetzt.

Das Verfahren der Erfindung wird unter bereits bekannten Verfahrensbedingungen durchgeführt:

Bei der Umsetzung von Propen beträgt die Temperatur 120 bis 200⁰C, vorzugsweise 130 bis 170°C. Der Reaktionsdruck beträgt 60 bis 200 bar, vorzi gsweise 80 bis 120 bar. Das Molverhältnis von Wasser zu Propen beträgt 1 bis 50:1, vorzugsweise 10 bis 30:1.

Die LHSV beträgt 0,2 bis 3 Stunden'¹, vorzugsweise 0,5 bis 1 Stunde"¹.

Bei der Umsetzung von C₄ bis C₅-lsoolefinen beträgt die Temperatur 30 bis 150°C, vorzugsweise 60 bis 110⁰C. Der Reaktionsdruck beträgt 10 bis 50 bar, vorzugsweise 10 bis 20 bar. Die Gesamt-LHSV beträgt 0,2 bis 5 Stunden', vorzugsweise 0,2 bis 2 Stunden"'.

Das Molverhältnis von Wasser zu Isobuten beträgt 20 bis 150:1, vorzugsweise 40 bis 90:1.

Bei der erfindungsgemäßen Herstellung von Isopropylalkohol wird ohne Rekonzentrierung des Restgases in einem Durchgang ein Propenumsatz bis zu 99,5% erreicht. Die Selektivität des Verfahrens liegt bei 99,0 bis 99,5%.

Die vorliegende Erfindung stellt somit u.a. ein Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohpl bereit, bei dem Propen oder ein propenhaltiges Kohlenwasorstoffgemisch mit Wasser in Gegenwart eines starksauron Kationenaustauscherharzes, insbesondere eines solchen vom Sulfonsäuretyp, umgesetzt wird. Das Verfahren ist dadurch gekennzeichnet, daß der propenhaltige Kohlenwasserstoffstrom am Sumpf des ersten Reaktors und das Prozeßwasser am Sumpf des letzten Reaktors zugeführt wird. In den einzelnen Reaktoren befinden sich Prozeßwasser und Kohlenwasserstoffstrom im Gleichstrom. Bezogen auf das Gesamtsystem der Reaktoren wird jedoch der Kohienwasserstoffstrom kaskadenartig vom bis zum letzten und im Gegenstrom dazu das Prozeßwcisser kaskadenartig vom letzten bis zum ersten Reaktor geführt. Am Kopf des ersten Reaktors wird ein wäßriger Isopropylalkohol abgezogen, der in bekannter Weise destillativ aufgearbeitet wird. Je nach Reaktionsbedingungen hat der gewonnene Isopropylalkoho! eine Reinheit von 99 bis 99,9%.

Er enthält nur geringe Anteile (0,1 bis 0,2%) Diisopropylether (DIPE), bezogen auf den 100%igen Alkohol. Die größere Menge des Ethers (DIPE) — etwa 0,4 bis 0,6%, bezogen auf die gebildete Alkoholmenge — wird mit dem Restgasstrom aus dem Reaktor ausgetragen.

Das Restgas enthält nur noch geringe Anteile Propen, so daß eine Rückgewinnungsoperation nicht mehr erforderlich ist.

Das Verfahren kann auch als Rieselverfahren in der erfindungsgemäßen Fahrweise betrieben werden. Dabei wird der propenhaltigo Kohienwasserstoffstrom am Kopf des ersten Reaktors eingespeist. Das Prozeßwasser wird am Kopf des letzten Reaktors eingespeist, nach Phasantrennung am Sumpf dieses Reaktors abgezogen und gegenläufig zum Kchlanwasserstoffstrom am Kopf des nächsten Reaktors erneut eingesetzt. Am Sumpf des ersten Reaktors wird schließlich der wäßrige Rohalkohol gewonnen und destillativ aufbereite:. Am Sumpf des letzten Reaktors wird ein Restgas abgezogen, das nur noch wenig Propen enthält.

Der bei der Umsetzung von C₄- bis C₅-lsoolefinen als Nebenprodukt gebildete sekundäre Alkohol kann als Seitenstrom bei der Azeotropierung des tertiären Alkohols aus der Vorentwässerungskolonne entfernt werden. Der Seitenabzug erfolgt insbesondere wenige Böden, vorzugsweise i bis 7 Böden, oberhalb des Einspeisbodens für den wäßrigen Alkohol.

Es wurua gefunden, daß auch ohne die Zugabe von Lösungsvermittlern hohe Isobutenumsätze und hohe Selektivitäten erreicht werden können, und zwar können beim erfindungsgemäßen Verfahren ohne jede Verwendung von Lösungsvermittlern Isobutenumsätze von über 98% erzielt werden. Die Selektivität des Verfahrens liegt bei 99 bis 99,9%. Das den letzten Reaktor verlassene Raffinat ist nach der Wasserwäsche praktisch frei von Alkohol.

Wie bei der Umsetzung mit Propen weist aas Verfahron der Erfindung aufgrund seiner Fahrweise gegenüber den bekannten Verfahren auch bei der Umsetzung von C₄ bis C₅-lsoolefinen den Vorteil aus, daß auch bei Kohlenwüsserstoffgemischen mit niedrigem Olefingehalt das Olefin fast vollständig umgesetzt· .ird.

Die voi liegende Erfindung stellt somit ein Verfahren zur Herstellung von Alkoholen, insbesondere von Isopropylalkoholen (IPA) und ieri-Buiyiaikuiioi (TBA) u«reii, bei weichem ein oieiinhaitiger Kohienwasserstoffstrom, vorzugsweise Propen biw. Isobuten, oder ein diese Olefine enthaltender Kohlet wasserstoff strom, mit Wasser in Gegenwart eines starksauren Kationenaustauscherharzes, insbesondere eines solchen vorn Sulfonsäuretyps, umgesetzt wird. Das Verfahren kann darin bestehen, daß d6r olefinhaltige Kohlenwassarstof fstrom am Sumpf des ersten Reaktors und das Prozeßwasser am Sumpf des des letzten Reaktors zugeführt v.'ird. In den einzelnen Reaktoren befinden sich Prozeßwasser und Kohienwasserstoffstrom zwar im Gleichstrom, jsdoch wird das Prozeßwasser vom letzten zum ersten Reaktor kaskadenartig im Gegenstrom zurr.

Kohienwasserstoffstrom geführt, der das Reüktorsystem vom ersten bis zum letzten Reaktor durchströmt.

Am Kopf des ersten Reaktors wird ein wäßriger Alkohol abgezogen 'jnd daraus durch Destillation der Alkohol gewonnen. Je nach Reaktionsbedingungen hat der gewonnene Alkohol eine Reinheit von 99 bis 99,9%. Bei dar Umsetzung von Isobuten kann der gewonnen TBA neben geringen Mengen uec-Butylalkohol (SBA) noch geringste Mengen ciimere Verbindungen enthalten. Solche Diisobutene sind im d-Restgas ur d nicht in dem aus der Wasserphase gewonnen TBA enthalten. Wie bei der erfindungsgemäßen Umsetzung von Propen kann das Verfahren auch zur Umsetzung von Isoolefinen als Rieselverfahren in der erfindungsgemäßen Fahrweise betrieben werden. Dabei wird der isoolefinhaltige Kohlanwasserstoffstrom am Kopf des ersten Reaktors eingespeist. Das Prozoßwasser wird am Kopf des letzten Reaktors eingespeist, am Sumpf dieses Reaktors abgezogen und gegenläufig zum Kohlenwasserstoffstrom am Kopf des nächsten Reaktors erneut eingesetzt. Durch eine jeweilige Phasentrennung in den einzelnen Reaktoren kann die erhaltene wäßrige Phase gewonnen und in die weiteren Reaktoren eingeleitet werden. Am Sumpf des ersten Reaktors wird schließlich der wäßrige Rohalkohol gewonnen und destillativ '^reitet. Am Sumpf des letzten Reaktors wird ein Restgas abgezogen, das nur noch wenig Isobuten enthält.

Das Verfahren der Erfindung weist bei der Umsetzung des Isoolefins aufgrund seiner Gegenstrom-Fahrweise gegenüber den bekannten Verfahren, die die Prozeßströme im Gleichstrom durch das aus einer oder mehreren Reaktionszonen bestehenden Reaktorsystem führen, neben hohen Olefinumsätzen und hoher Selektivität einen weiteren Vorteil aus. Da das Verteilungsgleichgewicht von TBA zwischen der wäßrigen Phase und der Kohlenwasserstoffphase unter den gewählten Reaktionshedingungen etwa 1:3,5 beträgt, enthält das Restgas bei der Gleichstrom-Fahrweise des Standes der Technik hohe Anteile an ΓΒΑ (12 bis 30%). Zur Abtrennung von TBA aus dem Restgas müßte daher eine mehrstufige Extraktion oder eine Destillation angewandt werden. Beim erfindungsgemäßen Verfahren enthält das Restgas beim Verlassen des lotzten Reaktors lediglich 0,2 bis 2,5% TBA. Durch eine Nachwaschung mit dem Prozeßwasser oder einem Teil desselben (etwa in einem Gegenstromreaktorj kann das Restgas praktisch TBA-frei (0,1 % TBA) erhalten werden. Die Abtrennung von TBA aus dem Prozeßwasser wird in einer Destillationskolonnedurchgeführt, wobei am Kopf der Kolonne ein azeotroperTBAmit 12% Wasser anfällt und am Sumpf der Kolonne überschüssiges Prozeßwass» abgezogen und dem letzton Reaktor erneut zugeführt wird. Mit dem erfindungsgemäßen Verfahren können die Nachteile der Gleichstromfahrweise des Standes der Technik Erfordernis einer hohen Olefinkonzentration im Frischgas,

unzureichender Olefipumsatz,

unbefriedigende Selektivität, und

die daraus erforderlichen Nachverarbeitungsmaßnahmen wie u.a. die destillative Etherabtrennung, Etherspaltung, Alkcholextraktion beseitigt werden.

Die Vorteile des erfindungsgemäßen Gigenstrom Verfahrens können nämlich nicht nur durch Neubau oder vollständigem Ersatz einer bestehenden Gleichstromanlage genutzt werden, sondern auch durch Umbau bestehender Gleichstromreaktorer, in Gegenstromreaktoren oder Ergänzung der Anlagen durch zusätzliche Geganstromreaktoren, in welchen das olefinreiche und mit Nebenprodukten beladene Restgas der Gleichstromreaktoren so umgesetzt wird, daß auch ohne die bisherigen Nachverarbeitungsmaßnahmen ein guter Olefinumsatz von 98 bis 39% und eine gute Selektivität von 99% bei befriedigender Reaktorleistung erreicht werden.

Damit werden beim Vorliegen einer Gleichstromanlage die Vorteile des erfindungsgemäßen Verfahrens mit geringerem Investitionsaufwand erreicht.

Die Kombination von Gleichstrcmverfahren und Gegenstromverfahren läßt sich grundsätzlich beim Einsatz beliebiger, für die Direkthydraiation von Olefinen geeigneter Feststoff-Katalysatorsysteme anwenden. Es ist auch möglich, andere Katalysatorsysteme im Gleichstromverfahren mit dem hier bevorzugten sauren Kationenaustauscherkatalysator im Gegenstromroaktor zu kombinieren.

In den Zeichnungen sind Ausführungsbeispiele der Erfindung dargestellt. Sie werden im folgenden näher beschrieben. Es zeigen:

Fig. 1: ein Fließschema des erfindungsgemäßen Sumpfverfahrens; Fig. 2: ein Fließschema des erfindungsgomäßen Rieselverfahrens; Fig. 3: ein Fließschema des Rieselverfahrens im Gleichstrom gemäß dem Stand der Technik.

Bei einem Sumpfverfahren gemäß Fig. 1 mit einem Reaktorsystem bestehend aus 4 Reaktoren A, B, C, D wird olefinhaltiges Kohlenwasserstoff-Gemisch (C₃- bzw. C₄/C₅-Schnitt) über Leitung 1 am Sumpf des Reaktors A zugeführt. Prozelswasser wird über Leitung 2 mit dem überschüssigen Wasser aus dem Sumpf der Kolonne Maus Leitung 3 vereinigt und durch Leitung 4 dem Sumpf des letzten Reaktors D zugeführt. Bei der Umsetzung der C₄- bis C₆-Olefine kann auch alles oder ein Teil des Prozeßwassers über Extraktor E geführt werden.

Die im Kopfbereich des Reaktors D üb'ir Leitung 5 abgezogene wäßrige Phase wird dem Sumpf des Reaktors C und über Leitungen 6 und 7 den jeweils vorhergehenden Reaktoren B und A und schließlich über Leitung 8 der Kolonne M zugeführt. Dei am Kopf des Reaktors A über Leitung 9 abgezogen j Kohlenwasserstoffstrom wird dem Sumpf des Reaktors B und dann über Leitungen 10 und 11 den jeweils folgenden Reaktoren C und D zugeführt und schließlich bei der Propen-Umsetzung über Leitung 12 als Restgas abgeführt. Bei der Umsetzung der C₄- bis C₅-lsoolefine wird das Restgas zweckmäßigerweise zuvor zur Entfernung von darin enthaltenem TBA noch im Extraktor E gewaschen. Hierfür wird das Prozeßwasser aus Leitung 4 oder ein Teilstrom des Prozeßxvassers aus Leitung 4 eingesetzt, der sodann mit dem restlichen Proztßwasser wie beschrieben dem Sumpf des Reaktors D zugeführt wird.

Damit werden zwar Prozeßwasser und olefinhaltige Kohlenwasserstoffe durch die einzelnen Reaktoren im Gleichstrom, durch die Reaktorkern jedoch kaskadenartig irr! Gcgcnstrorrs geführt.

Das Verfahren der Erfindung kann auch als Rieselverfahren im Gegenstrom betrieben werden. Eine Ausführungsform ist in Fig. 2 anhand des gleichen Reaktorsystems mit 4 Reaktoren dargestellt. Bei diesem Verfahren wird olefinhaltiges Kohlenwasserstoff-Gemisch über Leitung 21 am Kopf des Reaktors A und das Prozeßwasser über Leitung 24 am Kopf des Reaktors D eingespeist und die Prozeßströme werden ebenfalls kaskadenartig im Gagenstrom durch das Reaktorsystem geführt. Das in Reaktor D eingespeiste Prozeßwasser wird als wäßrige Phase über Leitung 25 abgezogen und dem Kopf des Reaktors C und dann über die Leitungen 26 und 27 den jeweils vorhergehenden Reaktoren B und A zugeführt. Entsprechend wird der Kohlenwasserstoffstrom in der entgegengesetzten Richtung im Sumpfberoich des Reaktors A abgezogen und über Leitungen 29,

30,31 den folgenden Reaktoren B, C, D, zugeführt und schließlich über Leitung 32 als Restgas abgeführt, das im Falle der Umsetzung der C₄- bis C₆-lsoolefine zur Entfernung von darin enthaltenem TBA noch in dem Extraktor E gewaschen wird. Entweder im Kopfbereich {Sumpfverfahren) oder am Sumpf (Rieselverfahren) de.» Reaktors A wird wäßriger Alkohol über Leitung 8 bzw. Leitung 28 abgezogen und der Kolonne M zugeleitet, wobei am Kopf der Kolonne über Leitung 13 bzw. 33 azeotroper Alkohol gewonnen wird, der bei der Herstellung von TBA neben 12% Wasser 0,05 bis 1 % SBA und geringste Mengen dimere Verbindungen enthalten kann. Nach Bedarf kann der azeotrope Alkohol in bekannter Weise getrocknet werden. Gemäß einer bevorzugten Ausführiingsform des Verfahrens wird in den vier hintereinander geschalteten Reaktoren die Reaktionstemperatur jeweils so erhöht, daß auch bei geringerer Wasserbelastung ein fast vollständiger Olefinumsatz (99%) und eine Selektivität von etwa 99% erreicht wird.

Bei der C-Isoolefin-Umsetzung kann die durch die Bildung von SBA verringerte Reinheit des erzeugten TBA bis zu 99,9% verbessert werden, wenn unter den Bedingungen der destillativen Aufarbeitung des wäßrigen Roh-TBA an einer geeigneten Stelleder Azeotropierungskolonno der SBAaIs wasserhaltiger, gegenüberTBA angereicherter Seitenstrom über Leitung 14 bzw. 34 abgezogen wird.

Das erfindungsgemäße Verfahren hat den Vorteil, ohne jegliche Rekonzentrierung des Restgases jedes beliebige Olefin enthaltende Gemisch, ob 50%ig oder 98%ig, fast quantitativ umzusetzen. Das Verfahren arbeitet selbst unter an sich ungünstigen Temperaturbedingungen (z. B. bei der IPA-Herstellungstemperaturen 150⁰C) aufgrund der Gegenstrom-Fahrweise sehr selektiv. Im Gegensatz zum bekannten Gleichstrom-Rieselverfahren wird mit dem Restgas z. B. bei der Propenumsetzung kaum Isopropylalkohol und Diisopropylether aus dem Reaktorsystem ausgetragen.

Ausführungsbeispiele

Die folgenden Beispiele dienen der Erläuterung der Erfindung.

Beispiele 1 bis 5

In dem in Fig. 1 dargestellten Verfahren wurden 5320g (wasserfeucht) einns handelsüblichen starksauren Kationentauschers auf vier Reaktoren verteilt. Über Leitung 1 wurde dem ersten Reaktor (A) ein Propan/Propen-Gemisch zugeführt. Über Strom wuide dem letzten Reaktor (D) Prozeßwasser zugeführt, das die Reaktoren kaskadenartig vom letzten Reaktors (D) bis zum ersten Reaktor (A) durchlief. Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind aus Tabelle I ersichtlich.

Tabelle I Beispiele

	1	2	3	4	5
Temperatur, ⁰C	150	150	150	158	158
Druckbar	100	100	100	100	100
Propengehalt, Mol-%	92	92	92	92	58
Propangehalt, Mol-%	8	8	8	8	42
Menge (g/h) Prozeßwasser (Strcm 4)	8000	10000	10000	10000	6000
Menge (g/h) Propan/Propen-Gemisch
(Strom 1)	800	800	1000	1000	1000
Menge (Mol/h) Propen	1,5	17,5	21,9	21,9	13,8
Umwandlung (Mol-%)	96,7	99,6	90,8	99,3	98,3
Selektivität (Mol-%) für IPA	99,5	99,4	99,0	99,3	98,9
Selektivität (Mol-%) für IPE	0,5	0,6	1,0	0,7	1,1
Selektivität (Mol-%) für iso-h'exene plus
n-Propylalkohol (NPA)	0,1	<0,1	<0,1	<C,1	<0,1
Katalysatorleistung Mol IPA/I Kat h	2,4	2,5	2,8	3,1	1,9
DIPE im Restgas, g/h (ungewaschen)	3,4	4,0	8,1	5,9	6,0

Beispiele 6 bis 8

Das Verfahren der Erfindung kann auch als Rieselverfahren betrieben werden. Eine Ausführungsform ist in Fig. 2 dargestellt. Bei diesem Verfahren wird der Propan/Propen-Kohlenwasserstoffstrom über Leitung 21 am Kcpf des ersten Reaktors (A) eingespeist und das Prozeßwasser über Leitung 24 am Kopf des letzten Reaktors !D). Der am Sumpf des ersten Reaktors (A) abgezogene wäßrige Alkohol wird über Leitung 28 abgeführt und in bekannter Weise aufbereitet.

Die vier Reaktoren wurden mit 5320g eines starksauren Kationenaustauschers gefüllt. Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind in Tabelle Il zusammengestellt

Tabelle Il Beispiele

Temperatur, °C Druck, bar Propen im C₃-Koh!enwasserstoffgemisch, Mol-% Menge (g/h) Prozeßwasser (Strom 24) Menge (g/h) C3 Kohlenwasserstoff (Strom 21)

7	8
150	158
100	100
92	58
10000	COOO
1000	1000

Fortsetzung Tabelle Il	6 17,5
Beispiele	97,2
Menge (Mol/h) Propen	99,4
Umwandlung (Mol-%)	0,6
Selektivität (Mo!-%) zu IPA
Selektivität (Mol-%) 7ii IPE	<0,1
Selektivität (Mol-%) für iso-Hcxene plus	2,4
n-Propylalkohol	4,1
Katalysatorleistung Mol IPA/I Kat h
DIPE im Restgas, g/h (ungewaschen)

21,9

92,9

99,1

0,9

2,9 7,4

13,8

98,5

Beispiele 9 bis 11 (Vergleichsbeispicle)

Die in Fig. 3 dargestellten Reaktoren wurden als Rieselreaktoren im Gleichstrom unter den sonst in den Beispielen 6 bis 8

beschriebenen Bedingungen betrieben.

Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind in der Tabelle III zusammengestellt.

Tabelle III Beispiele

Temperatur, ⁰C	9 150
Druck, bar	100
Propengehalt, %	92
Menge Prozeßwasser, g/h (Strom 44)	8000
Menge Propan/Propen, g/h (Strom 41)	800
Menge Propen, Mol/h	17,5
Umwandlung, Mol-%	74
Celektivität (Mol-%) zu IPA	91,2
Selektivität (Mol-%) zu IPE	8
Selektivität (Mol-%) für iso-Hexene plus
n-Propylalkohol	0,8
Katalysatorleistung Mol IPA/i Kat h	1,7
DIPE im Restgas, g/h (ungewaschen)	60

10	11
150	158
100	100
92	58
10000	6000
1000	1000
21,9	13,8
78	59
91,?.	87
8	12
0,8	1,0
2,2	1,0
81	57

Beispiele 12 bis 14 (Vergleichsbeispiele)

Entsprechend wurden d^;e v.^r Reaktoren als Sumpfreaktoron im Gleichstrom unter den sonst in den Beispielen 6 bis 8

beschriebenen Bedingungen betrieben.

Mengenströme, Bedingungen un ' Ergebnisse sind in Tabelle IV zusammengestellt.

Tabelle IV Beispiele

Temperatur, "C 150

Druck, bar 100

Propengehalt, % 92

Menge Prozeßwasser, g/h 8000

Menge Propan/Propen, g/h) 800

Menge Propen, Mol/h 17,5

Umwandlung, Mol-% 72

Selektivität (Mol-%) zu IPA 92,4

Selektivität (Mol-%) zu IPE 7 Selektivität (Mol-%) für iso-Hexenen plus NPA 0,6

Katalysatorleistung Mol IPA/I Kat_: h 1,7

DIPE im Restgas, g/h (ungewaschen) 51

Beispiele 15 bis 20

In dem in Fig. 1 dargosteliten Verfahren, bei dem insgesamt 2 750g eines handelsüblichen starksauren Kationenaustauscners auf vier Reaktoren verteilt waren, wurde über Leitung 1 ein isobutenhaltiges d-Kohlenwasserstoff-uemisch eingespeist. Über Strom 4 wurde Prozeßwasser zugeführt, das die Reaktoren kaskadenartig vom letzten zum ersten durchlief. Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind aus Tabelle V ersichtlich.

13	".4
150	158
100	100
92	58
10000	6000
1000	1000
21,9	13,8
74	58
92,4	88
7	11
0,6	0,8
2,1	1,0
66	52

Tabeile V

Boispiele

Temperatur, °C Druck, bar Isobutengehalt, Mol-% n-Butengehalt, Mol-% Butane, Mol-% Menge (g/h) Prozeßwasser (Strom 4) Menge (g/h) Waschwasser Menge (g/h) C-Kohlenwasserstoff (Strom 1) Menge Isobuten (Mol/h) Umwandlung (Mol-%) Isobuten Umwandlung (Mol-%) n-Butene Selektivität (Mol-%) für TBA Selektivität (Mol-%) für SBA Selektivität (Mol-%) diniere Verbindungen IBA im Restgas, Gew.-% (Strom 12)

15	Iß	17	18	19	20
70	92	92	92	92	98
16	115	16	16	16	16
45	4!S	45	78,5	17	45
40	40	40	8	58	40
15	1(5	15	3,5	25	15
8000	8000	4000	4000	4000	4000
2000	2000	2000	2000	2000	2000
600	600	600	600	600	600
4,8	4,8	4,8	8,4	1.8	4,8
86	98,5	92	96	90	98
0,09	1.0	0,9	0,3	1.2	1,3
99,9	99,1	99,1	99,7	98,8	98,7
0,09	0,9	0,9	0,3	1.2	1.3

0,015

0,02

0,025

0,015

0.025

Beispiele 21 bis

Die Beispiele 15 bis 20 wurden mit der Maßgabe wiederholt, daß jetzt die Menge des starksauren Kationenaustauschers auf drei Reaktoren aufgeteilt wurde. Bedingungen, Mengenströme und Ergebnisse sind aus Tabelle Vl ersichtlich.

Tabelle Vl Beispiele

Temperatur, ⁰C Druck, bar Isobutengehalt, Mol-% n-Butengehalt, Mol-% Butane, Mol-% Menge (g/h) Prozeßwasser (Strom 4) Menge (g/h) Waschwasser Menge (g/h) C₄-Kohlenwasser3toffe (Strom 1) Menge (Mol/h) Isobuten Umwandlung (Mol-%) Isobuten Umwandlung (Mol-%) n-Butene Selektivität (Mol-%) für TBA Selektivität (Mol-%) für SBA Selektivität (Mol-%) dimere Verbindungen TBA im Restgas, Gew.-% (Strom 12)

21	22	23	24 ,	25	26
70	92	92	92	92	98
16	16	16	16	16	16
45	45	45	78,5	17	45
40	40	40	8	58	40
15	15	15	3,5	25	15
8000	8000	4000	4000	4000	4000
2 000	2000	2000	2000	2000	2000
600	600	600	600	600	600
4,8	4,8	4,8	8,4	1.8	4,8
76	90	86	88	82	89
0,09	0,9	0,8	0,3	1,"	1,1
99,9	9!),0	99,0	99,6	98,7	98,9
0,1	1,0	1,0	0,35	1.3	1,1

0,015

0,02

0,025

0,02

Beispiele 27 bis

Die Beispiele 27 bis 29 wurden nach dem in Fig. 2 dargestellten Rieselverfahren, bei dem die vior Reaktoren mit insges. 2 750g des starksauren Kationenaustauschers gefüllt wurden, betrieben. Mengenströme, Bedingungen und Ergebnisse sind in Tabelle VII

zusammengestellt.

Tabelle VII Beispiele

	27
Temperatur, °C	70
Druck, bar	16
Isobutengehalt, Mol-%	45
n-Butengehalt, Mol-%	40
Butane, Mol-%	15
Menge (g/h) Prozeßwasser (Strom 24)	8000
Menge (g/h) Waschwasser	2000
Menge (g/h) Cj-Kohlenwasserstoff
(Strom 21)	600
Menge (Mol/h) Isobuten	4,8

28

92

16

45

40

IP

800C

2000

600 4,8

29

98

45

40

4000

2000

600 4,8

Fortsetzung Tabelle VII Beispiel

Umwandlung (Mol-%) Isobuten Umwandlung (Mol-%) n-Buteno Selektivität (Mol-%) für TBA Selektivität (Mol-%) für SBh Selektivität (Mol-%)

dimere Verbindungen TBA im Restgas, Gew.-% (Strom 32)

27

87,5 0.2

99,8 0,2

0,03

28 98,7

1.0 99,0

1.0

0,05

29

98,5 1.5

0,05

Beispiel 30

In einem in Fig. 1 dargestellten Verfahren, bei dem die Reaktoren mit insges. 2750g des handelsüblichen starksauren Kationenabstauschers gefüllt waren, wurden entsprechend dem Beispiel 1 über Leitung 1 600g/h eines 45Mcl-% Isobuten enthaltenden C* Kohlenwasserstoff-Gemisches und über Leitung 4 8000g/h Prozeßwasser kaskadenartig im Gtfgenstrom

durch die Reaktoren geführt.

Bei einer Betriebstemperatur von 70°C und einem Betriebsdruck von 16 bar wurde ein Isobutenumsatz von 86% erreicht.

Demgemäß wurden über Leitung 8 8232g/h wäßriges Reaktorausgangsprodukt, das 3,72Gew.-% TBA, nur Spuren an SBA und

(Jimeren Produkten enthielt, abgezogen.

Dieses wäßrige Reaktionsprodukt wurde zur kontinuierlichen Destillation des TBA auf den 12. Boden einer insgesamt SObödigen Kolonne eingesetzt. Bei einer Einsatzmenge von 3950g/h wäßrigem Produkt wurden als Kopfprodukt 348g/h azeotroper TBA mit 12% Wasser und einer auf wasserfreiem TBA gerechneten Reinheit von 99,9Gew.-% abgezogen. Am Sumpf der Destillationskolonne wurde bei einem eingestellten Rücklaufverhältnis von Rücklauf/Destillat = 2 ein alkoholfreies

Prozeßwasser zurückgewonnen.

Beispiel 31

In einem in Fig. 1 dargestellten Verfahren, bei dem die Reaktoren mit insges. 2750g des handelsüblichen starksauren Kationenaustauschers gefüllt war, wurden entsprechend dem Beispiel 6 über Leitung 1 600g/h eines 45 Mol-% Isobuten enthaltenden C₄-Kohlenwasserstoff-Gemisches und über Leitung 4 4000g/h Prozeßwassor kaskadenartig im Gegenstrom

durch die Reaktoren geführt.

Bei einer Betriebstemperatur von 98"C und einem Betriebsdruck von 16bar wurde ein Isobutenumsatz von 98% erreicht.

Demgemäß wurden über Leitung S 4270g/h wäßriges Reaktorausgangsprodukt, das 8,16Gew.-% TBA, 0,1 Gew.-% SBA und

<0,01 Gew.-% Dimere enthielt, abgezogen.

Dieses wäßrigs Reaktionspi odukt wurde zur kontinuierlichen Destillation des TBA auf den 12. Boden einer 70bödigen Kolonne eingesetzt. Bei einer Einsatzmenge von 4270g/h wäßrigem Produkt wurden am 17. Boden über Leitung 14.. fünf Böden oberhalb der Produktzuujhrung, 14,7g/h eines Produktstromes mit 29,2Gew.-% SBA, 49,5Gew.-%TBA und 21,3Gew.-% Wasser abgezogen. Gleichzeitig fielen am Kopf der Kolonne als Destillat 387,9g/h mit 11,96Gew.-% Wasser und einer auf wasserfreien

TBA gerechneten Reinheit von 99,9Gew.-% an.

Am Sumpf der Kolonne wurde bei einem eingestellten Rücklaufverhältnis von Rücklauf/Destillat = 2 ein alkoholfreies

Prozeßwasser zurückgewonnen.

Beispiele 32 bis 34 (Vergleichsbe!spiele)

Für die Vergleichsbeispiele wurden die vier fleaWoren als Rieselverfahren im Gleichstrom betrieben (Fig. 3). Als Katalysator wurden insges. 2750g aes s?arksauren Kationenaustauschers eingesetzt. In diesen Versuchen wurde das isobutenhaltige C/t-Kohlenwusserstoff-Gemisch über Leitung 41 und das Prozeßwasser über Leitung 44 gemeinsam am Kopf des Reaktors A oirigegeben, wäßriger TBA und das Raffinat am Sumpf des Reaktors D über Leitung 48 bzw. Leitung 49 abgezogen. Reaktionsbedingungen, Mengenströme und Ergebnisse sind in Tabelle VIII zusammengefaßt.

Tabelle Viii (Vergleichsbeispiele)

	Versuch 32	Versuch 33	Versuch 34
Temperatur, ⁰C	70	92	98
Diuck, bar	16	16	16
Isobutengehalt, Mol-%	45	45	45
n-Butene, Mol-%	40	40	40
Butane, Mol-%	15	15	15
Menge (g/h) Prozeßwasser (Strom 44)	8000	8000	4000
Menge (g/h) Kohlenwasserstoff (Strom 41)	600	600	600
Menge (Mol/h) Isobuten	4,8	4,8	4,8
Umwandlung (Mol-%) Isobuten	54	62	68
Umwandlung (Mol-%) n-Butene	0,2	1,5	1.8
Selektivität (Mol-%) fürTBA	99,6	97,4	97,0
Selektivität (Mol-%) für SBA	0,35	2,3	2,6
Selektivität (Mol-%) für
dimere Verbindungen	0,05	0,3	0,4
ι BA im Restgas, Gew.-% (Strom 49)	12,8	24,1	Γ8,9
SBA im Restgas, Gew.-% (Strom 49)	<0,1	0,35	0.4

Claims

1. Verfahren zur Herstellung von Isopropylalkohol und tertiären C4- bis C₅-AiKoholen durch Umsetzung eines Kohlenwasserstoffstroms, der Propen bzw. C₄- bis C₅-!soolefine enthält, mit Wasser in Gegenwart eines starksauren Feststoff-Katalysators bei erhöhtem Druck und erhöhter Temperatur, Abführung des Restgases und des wäßrigen Produktalkohols und Gewinnung des Alkohols, dadurch gekennzeichnet, daß man den Kohlenwasserstoff am einen Ende und das Prozeßwasssr am anderen Ende einer Reaktoren kette, bestehend aus mehreren hintereinandergeschalteten Reaktionszonen, einspeist und beioe Prozeßströme durch die Reaktorenkette im Gegenstrom, jedoch durch die einzelnen Reaktoren im Gleichstrom führt.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet daß man die Umsetzung in 2 bis 10, vorzugsweise 3 bis 5 hintereinandergeschalteten Reaktoren durchführt.

3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß man den Kohlenwasserstoffstrom und das Prozeßwasser am Sumpf der jeweiligen Reaktoren zuführt.

4. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß man den Kohlenwasserstoffstrom und das Prozeßwasser am Kopf der jeweiligen Reaktoren zuführt.

5. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 4 zur Herstellung der tertiären Alkohole, dadurch gekennzeichnet, daß man das Restgas mit dem Prozeßwasecsr oder einem Teil des Prozeßwassers frei von tertiärem Alkohol wäscht.

6. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 5 zur Herstellung der tertiären Alkohole, dadurch gekennzeichnet, daß man den als Nebenprodukt gebildeten sekundären Alkohol als Seitenstrom bei der azeotropen Gewinnung des tertiären Alkohols aus der Destillationskolonne entfernt.

7. Verfahren nach Anspruch 6, dadurch gekennzeichnet, daß man den Seitenstrom wenige Böden, vorzugsweise 1 bis 7 Böden, oberhalb des Einspeisbodens für den wäßrigen Produktalkohol abzieht.

8. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß man das Verfahren in einerReaktorsäule mit mehreren übereinander angeordneten Reaktionszonen durchführt.

9. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß man einer oder mehreren in an sich bekannter Weise im Gleichstromverfahien betriebenen Reaktionszonen zwei und mehr, in Gegenstromverfahren gemäß der vorhergehenden Ansprüche gefahrenen Reaktionszonen nachschaltet und das Verfahren zunächst im Gleichstrom, dann im Gegenstrom durchführt.

10. Verfahren nach einem der vorhergehenden Ansprüche, gekennzeichnet durch die Durchführung der Umsetzung in Gegenwart eines starksauren Kationenaustauscherharzes als Feststoff-Katalysator.