ES2224067T3 - Proceso para preparar oxido de alquileno (epoxido, oxirano). - Google Patents
Proceso para preparar oxido de alquileno (epoxido, oxirano).Info
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Abstract
Proceso para la preparación de óxido de alquileno, que comprende hacer pasar una alimentación que contiene un hidroperóxido orgánico y un alqueno a través de un banco al menos de dos reactores, conectados en serie, que contienen catalizador de epoxidación, y retirar una corriente de producto que comprende óxido de alquileno y un alcohol, como productos de reacción, caracterizado porque la temperatura de la alimentación se controla en el banco de reactores de tal forma, que durante la operación la temperatura de salida del reactor final es al menos 4ºC superior a la temperatura de salida del primer reactor, y porque la temperatura media del primer reactor es inferior a la temperatura media del reactor final.
Description
Proceso para preparar óxido de alquileno
(epóxido, oxirano).
La presente invención se refiere a un proceso
para la preparación de óxido de alquileno.
En la técnica se conoce la epoxidación de alqueno
a óxido de alquileno haciendo que el alqueno reaccione con un
hidroperóxido orgánico.
Por ejemplo, en el método generalmente conocido
para coproducir óxido de propileno y estireno partiendo de
etilbenceno, se aplica la reacción anteriormente mencionada de
epoxidación. En general, este proceso de coproducción implica las
etapas de: (i) hacer reaccionar etilbenceno con oxígeno o aire para
formar hidroperóxido de etilbenceno, (ii) hacer reaccionar el
hidroperóxido de etilbenceno obtenido con propeno en presencia de
un catalizador de epoxidación para producir óxido de propileno y
1-fenil-etanol, y (iii) convertir
el 1-fenil-etanol en estireno por
deshidratación usando un catalizador de deshidratación
adecuado.
Otro método para producir óxido de alquileno es
la coproducción de óxido de propileno y éter
metil-terc-butílico (MTBE, por las
siglas de su expresión inglesa, Methyl terc-Butyl
Ether) partiendo de isobutano y propeno. Este proceso es bien
conocido en la técnica e implica etapas de reacción similares, como
el proceso de producción de estireno/óxido de propileno que se
describió en el párrafo previo. En la etapa de epoxidación, el
hidroperóxido de terc-butilo se hace reaccionar con
propeno para formar óxido de propileno y
terc-butanol en presencia de un catalizador
heterogéneo de epoxidación. El terc-butanol
posteriormente se eterifica con metanol a MTBE, que se emplea como
aditivo de combustibles.
La patente de los EE.UU: Nº 5.849.937 se refiere
a un proceso de epoxidación de olefinas que emplea una pluralidad de
reactores, conteniendo cada uno un lecho fijo de un catalizador
heterogéneo. Cuando la actividad del catalizador en un reactor
individual cae a un nivel indeseablemente bajo, dicho reactor se
retira de operación y se introduce un reactor de reemplazo, que
contiene catalizador de nueva aportación o regenerado. La
temperatura de la corriente de alimentación se controla de forma que
la temperatura no supere 125ºC. En el ejemplo comparativo 1, la
temperatura de la alimentación al reactor es aproximadamente 38ºC al
comienzo del ciclo de epoxidación e inicialmente se evitan los
intercambiadores de calor. La temperatura gradualmente se aumenta
lo necesario para mantener el nivel deseado de conversión. Al final
del ciclo de epoxidación, la temperatura de entrada de la
alimentación al intercambiador de calor (y, por lo tanto, la
temperatura de salida del reactor) es 121ºC para cada reactor.
Como se menciona en la patente de los EE.UU Nº
5.849.937, durante la operación, la temperatura de un banco de
reactores de epoxidación generalmente se incrementa en el
transcurso del tiempo para mantener el nivel deseado de conversión,
ya que de otro modo disminuiría debido a la desactivación del
catalizador.
En el proceso según la presente invención, se ha
encontrado que se puede hacer mejor uso del catalizador si la
temperatura de los reactores se incrementa según cierto perfil de
temperaturas.
Sorprendentemente, ahora se ha encontrado que se
puede obtener una selectividad más alta para óxido de alquileno en
un proceso para preparar óxido de alquileno a partir de
hidroperóxido orgánico y alqueno con la ayuda de un banco de
reactores, aplicando un perfil específico de temperaturas en los
reactores. Según la presente invención, la temperatura de la
alimentación deber ser tal que, durante la operación, la
temperatura de salida del reactor final sea al menos 4ºC superior a
la temperatura de salida del primer reactor, y la temperatura media
del primer reactor debe ser inferior a la temperatura media del
reactor final.
Por consiguiente, la presente invención se
refiere a un proceso para la preparación de óxido de alquileno,
comprendiendo dicho proceso hacer pasar una alimentación que
contiene un hidroperóxido orgánico y alqueno a través de un
banco, al menos, de dos reactores conectados en serie, que
contienen un catalizador de epoxidación, y retirar una corriente
de producto que comprende óxido de alquileno y un alcohol como
productos de la reacción, banco de reactores en el que la
temperatura de la alimentación se controla de forma tal, que durante
la operación, la temperatura de salida del reactor final sea al
menos 4ºC superior a la temperatura de salida del primer reactor, y
tal que la temperatura media del primer reactor sea inferior a la
temperatura media del reactor final.
En la presente solicitud, un reactor se considera
que es un reactor si contiene al menos 5% en peso del catalizador
total usado en el proceso según la presente invención,
preferentemente al menos 7% en peso.
El primer reactor es el reactor con en el que, en
el proceso según la presente invención, se pone en contacto primero
la alimentación. Será claro para los expertos en la técnica que la
alimentación puede ser pretratada en uno o más reactores, antes de
ser sometida al proceso según la presente invención.
El reactor final se considera que es el reactor
antes del cual se separa el óxido de alquileno y el cual se
encuentra en operación. Si la conversión en los reactores en
operación es suficiente, es posible que ninguna alimentación sea
pasada a través de uno o más reactores al comienzo de la operación.
Cuando uno o más reactores sean puestos en operación, con una
relativa rapidez se transferirá el perfil de temperaturas en estos
reactores de acuerdo con la presente invención. En la presente
memoria descriptiva, los reactores se describen en la dirección del
flujo de la alimentación.
El comienzo de la operación es el momento, en el
cual se reemplaza el catalizador del primer reactor por catalizador
de nueva aportación. En muchos casos, el perfil de temperaturas al
comienzo de la operación será diferente al perfil de temperaturas
durante la operación, debido al catalizador de nueva aportación
presente y los restringidos servicios de enfriamiento. El momento en
el que el perfil de temperaturas cambiará desde el perfil de
comienzo de la operación al perfil durante la operación, será
diferente en cada caso. Sin embargo, "durante la operación"
será, en general, después que haya pasado al menos un quinto del
tiempo de vida del catalizador, preferentemente, que haya pasado al
menos un cuarto del tiempo de vida del catalizador, más
específicamente, cuando haya pasado al menos un tercio del tiempo de
vida del catalizador. El tiempo de vida del catalizador es el
tiempo, durante el cual el catalizador se ha estado usando en el
proceso. Después de haberlo retirado de operación, en general el
catalizador se regenerará y usará de nuevo en el proceso de la
presente invención.
Como se ha indicado, al comienzo de la operación,
el primer reactor contiene catalizador de nueva aportación. Aunque
se puede reemplazar el catalizador en todos los reactores al mismo
tiempo, en algunos casos puede ser ventajoso si se reemplaza el
catalizador situado al final del banco de reactores en un momento
diferente al momento cuando se reemplaza el catalizador en los
reactores, situados al comienzo del banco de reactores.
En el proceso de la presente invención, la
temperatura de alimentación se controla de forma tal, que durante
la operación, la temperatura de salida del reactor final sea al
menos en 4ºC superior a la temperatura de salida del primer reactor.
Preferentemente, la temperatura de salida del reactor final durante
la operación será al menos 8ºC superior a la temperatura de salida
del primer reactor. Más preferentemente, la temperatura de salida
del reactor final durante la operación será al menos 10ºC superior
a la temperatura de salida del primer reactor, más preferentemente,
al menos 15ºC superior. Lo más preferente, es que la temperatura de
salida del reactor final durante la operación sea al menos 20ºC
superior a la temperatura de salida del primer reactor.
En el proceso de la presente invención, la
temperatura de la alimentación preferentemente se controla de forma
tal, que al comienzo de la operación la temperatura media de cada
reactor sea similar. Aunque puede haber diferencias de temperaturas,
la diferencia entre la temperatura media del reactor, que tenga la
temperatura media más alta, y la del reactor, que tenga la
temperatura media más baja es preferentemente como máximo 20ºC, más
preferentemente como máximo 15ºC. Puede haber circunstancias
excepcionales que hagan aceptables mayores diferencias entre las
temperaturas medias. La temperatura media se define como la suma de
la temperatura de la alimentación al entrar en el reactor y la
temperatura de la alimentación al dejar el reactor, y división de
la suma por 2.
Generalmente, el catalizador se desactiva durante
la operación. Por lo tanto, es usual incrementar la temperatura del
reactor que contiene el catalizador. Ahora se ha encontrado
adicionalmente que un banco de reactores da un mayor rendimiento, si
la temperatura de los reactores se incrementa no solamente de
manera que la temperatura de salida del reactor final sea al menos
4ºC superior a la temperatura de salida del primer reactor, sino
que adicionalmente la temperatura media del primer reactor se
incremente en el transcurso del tiempo más despacio, que lo que se
incrementa la temperatura media del reactor final. Por lo tanto, en
el mismo instante de tiempo durante la operación, la temperatura
media del primer reactor es inferior a la temperatura media del
reactor final. Más preferentemente, la temperatura media del primero
y del reactor final se incrementa en el transcurso del tiempo de
tal manera, que el primer reactor tenga una diferencia entre su
temperatura media de inicio de operación y de un instante de tiempo
durante la operación, que sea menor que la misma diferencia entre
las temperaturas medias del reactor final en el mismo instante de
tiempo durante la operación.
Si el banco de reactores contiene al menos 5
reactores, se prefiere que el segundo reactor aguas arriba del
reactor final, funcione a una temperatura media que durante la
operación sea al menos 5ºC superior a la temperatura media mantenida
en el primer reactor, preferentemente al menos 10ºC superior, más
preferentemente al menos en 15ºC superior.
La diferencia de temperatura en los reactores
puede diferir considerablemente, incluso si las temperaturas medias
son similares. La diferencia de temperatura en un reactor estará
determinada en general por la composición de la alimentación, como
cantidad de hidroperóxido orgánico presente, temperatura de la
alimentación al entrar en el reactor, actividad del catalizador y
cantidad de catalizador presente en el reactor. Estará claro que se
puede escoger este último dentro de las restricciones técnicas y
económicas conocidas por los expertos en la técnica. La actividad
del catalizador dependerá fuertemente de la operación previa del
catalizador tal, como cantidad de alimentación tratada, número de
horas en operación, composición de la alimentación y temperatura, a
la que se ha hecho funcionar y se está haciendo funcionar el
catalizador. Preferentemente, los factores que determinan la
diferencia de temperaturas en un solo reactor se mantienen de forma
tal, que la diferencia de temperaturas en el primer reactor sea
menor que la diferencia de temperaturas en el reactor final.
Preferentemente, la operación se lleva a cabo de forma que la
diferencia de temperaturas en el primer reactor sea como máximo
9ºC. Si el banco de reactores contiene al menos 3 reactores, se
prefiere adicionalmente que la diferencia de temperatura en el
primer reactor sea menor que la diferencia de temperaturas en aquel
un, o aquellos dos, reactor(es) situado(s) en el
medio. Si el banco de reactores contiene al menos 5 reactores, se
prefiere que la operación sea llevada a cabo de forma que la
diferencia de temperaturas en el segundo reactor aguas arriba del
reactor final sea mayor que la diferencia de temperaturas en el
primer reactor. Si el banco de reactores contiene al menos 5
reactores, la diferencia de temperaturas en el segundo reactor
aguas arriba del reactor final preferentemente será al menos 10ºC.
Si el banco de reactores contiene al menos 5 reactores, la
diferencia de temperaturas entre cada primero y segundo reactor será
preferentemente como máximo 9ºC.
En general, el catalizador se reemplaza cuando la
temperatura de operación no se puede incrementar más porque la
temperatura del producto que sale del reactor ha llegado a la
temperatura máxima. La temperatura máxima se determina
principalmente por los medios de separación, a los que el producto
se envía para separar el óxido de alquileno. Los medios de
separación generalmente serán una columna de destilación. A la
misma conversión de hidroperóxido orgánico, se ha observado un
aumento del rendimiento si se incrementa la temperatura de salida
del reactor final. Se prefiere dejar que la temperatura de salida
del reactor final sea 125ºC o superior, más preferentemente 130ºC o
superior, más preferentemente 135ºC o superior. Tan alta temperatura
de salida del reactor final, permite la reducción de la temperatura
de los reactores precedentes. Esto permite que se utilice el
catalizador en su potencial total.
Si están presentes medios de enfriamiento entre
el reactor final y el reactor, que precede al reactor final, puede
ser ventajoso operar el reactor que precede al reactor final a una
temperatura media superior a la del reactor final de esta forma,
justo antes de que se deba reemplazar la mayoría del catalizador.
En vista de las restricciones de temperatura debido a los medios de
separación instalados después del reactor final, el reactor antes
del reactor final se encuentra menos restringido en su temperatura
de salida que el reactor final, si se cuenta con medios de
enfriamiento entre los reactores.
Los catalizadores heterogéneos de epoxidación son
conocidos en la técnica. Tales catalizadores, podrían comprender, en
calidad de metal activo catalíticamente, uno o más metales de
transición, tales como vanadio, molibdeno, wolframio, titanio y
circonio. Una clase particularmente apropiada de catalizadores
heterogéneos de epoxidación son los catalizadores basados en
titanio. Ejemplos de tales catalizadores se describen, por ejemplo,
en la patente de los EE.UU. Nº 4.367.342 y en la patente europea
EP-A- 0345856. La patente de los EE.UU. Nº 4.367.342
describe el uso de compuestos inorgánicos oxigenados de silicio de
composición química con al menos 0,1% en peso de un óxido o
hidróxido de titanio, mientras que la patente europea
EP-A-0345856 describe un catalizador
heterogéneo de dióxido de titanio sobre sílice. Según la patente
europea EP-A-0345856, este
catalizador se obtiene impregnando un compuesto de silicio con una
corriente gaseosa de tetracloruro de titanio, seguido por las
etapas de calcinación e hidrólisis, y opcionalmente una etapa de
sililación.
Durante la operación comercial, la temperatura
media en un reactor de epoxidación típicamente es desde 50 hasta
150ºC, preferentemente desde 60 hasta 135ºC. La presión en cada uno
de los reactores puede ser hasta 80 bares, preferentemente desde 10
hasta 60 bares. En general, el medio de reacción se encuentra en
fase líquida.
A fin de obtener el perfil de temperaturas
requerido en cada reactor, la alimentación generalmente se enfría
con ayuda de los medios de enfriamiento presentes entre dos
reactores sucesivos de epoxidación.
El banco de reactores, conectados en serie,
comprende al menos 2 reactores conectados en serie.
Preferentemente, el banco comprende desde 3 hasta 7 reactores.
En el proceso según la presente invención, la
alimentación se hace pasar preferentemente a través de los reactores
del banco en un orden fijado. Esto hace que el primer reactor
permanezca siendo el primer reactor y el reactor final permanezca
siendo el reactor final, independientemente del grado hasta el que
se haya desactivado el catalizador.
Antes de pasar la alimentación a través de un
banco de reactores según la presente invención, banco que se hace
funcionar en un orden fijado, al menos parte de la alimentación se
puede haber pasado a través de una serie de reactores que se hacen
funcionar de forma cíclica. Una serie preferida de reactores, que se
pueden usar, es una serie al menos de dos reactores conectados en
serie, que contienen un lecho de partículas de catalizador
heterogéneo de epoxidación y que se hacen funcionar de modo
cíclico, opcionalmente seguidos al menos por un reactor adicional de
epoxidación, que contiene un lecho de partículas de catalizador
heterogéneo de epoxidación, y retirando constantemente del reactor
final de epoxidación una corriente de producto que comprende óxido
de alquileno y un alcohol como productos de reacción, corriente de
producto de la que se recupera el producto final de óxido de
alquileno, proceso en el que:
(a) El primer reactor del banco, operado de modo
cíclico, se pone en una posición más abajo de este banco, o en una
posición directamente después de cualquiera de los reactores
adicionales, cuando la actividad del catalizador de epoxidación
contenida allí haya disminuido a un nivel indeseablemente bajo;
(b) En esta posición, el catalizador con
actividad disminuida se pone en contacto con el efluente proveniente
del reactor situado en la posición precedente a una temperatura que
sea al menos 5ºC superior a la temperatura final, a la que se usó el
catalizador en la primer posición del banco y por tiempo suficiente
para restaurar su actividad al nivel deseado.
Esta serie preferida de reactores ha sido
descrita con más detalle en la solicitud de patente PCT
EP00/08052.
El proceso según la presente invención se usa en
la reacción de un alqueno con un hidroperóxido orgánico.
Hidroperóxidos orgánicos adecuados son los hidroperóxidos
secundarios y terciarios derivados de un hidrocarburo alifático
C_{4}-C_{20}, un hidrocarburo aralquílico
C_{7}-C_{20} o sus mezclas. Los ejemplos de
hidroperóxidos orgánicos adecuados incluyen hidroperóxido de
terc-butilo, hidroperóxido de amilo terciario,
hidroperóxido de octilo terciario, hidroperóxido de etilbenceno,
hidroperóxido de ciclohexilo e hidroperóxido de dietilbencilo. De
éstos, el hidroperóxido de etilbenceno y el hidroperóxido de
terc-butilo son los aplicados más
convenientemente.
El alqueno usado puede ser cualquier compuesto
orgánico que tenga al menos un doble enlace alifático
carbono-carbono. Tal compuesto generalmente
contendrá desde 2 hasta 25 átomos de carbono, y preferentemente
desde 3 hasta 12 átomos de carbono como propeno,
1-buteno, 2-buteno,
1-penteno, 1-octeno,
1-dodeceno, estireno y metilestireno. Sin embargo,
el propeno es el más preferentemente usado como alqueno,
produciendo por lo tanto, óxido de propileno de conformidad con el
proceso de la presente invención.
El catalizador heterogéneo de epoxidación usado
puede ser cualquier catalizador como tal, conocido en la técnica
por ser idóneo para catalizar la reacción entre un alqueno y un
hidroperóxido orgánico al correspondiente óxido de alquileno y al
alcohol. Sin embargo, se prefieren los catalizadores que contienen
titanio. Por consiguiente, se pueden aplicar, por ejemplo, los
catalizadores indicados anteriormente, descritos en las patentes de
los EE.UU. Nº 4.367.342 y
EP-A-0345856. Sin embargo, se ha
encontrado particularmente ventajoso usar los catalizadores de
dióxido de titanio sobre sílice, descritos en el documento
EP-A-0345856, en todos los reactores
de epoxidación para el propósito de la presente invención. Cuando
se usan estos catalizadores, se logran muy buenos resultados con el
presente proceso.
Un catalizador adicional, que se puede usar en el
proceso según la presente invención, es un catalizador de óxido de
silicio que tiene titanio que tiene (1) un tamaño medio de poros
como mínimo de 10 \ring{A}, (2) una fracción de tamaño de poros
desde 5 hasta 200 \ring{A}, que constituya como mínimo 90% del
volumen total de poros, (3) que tenga un volumen específico de
poros como mínimo de 0,2 cm^{3}/g, y (4) que este catalizador se
obtenga usando una sal cuaternaria de amonio en calidad de molde,
seguido por la eliminación del molde, estando constituido el molde
por [NR^{1}R^{2}R^{3}R^{4}]^{+} (dentro de esta
fórmula R^{1} es un grupo hidrocarbonado lineal o ramificado, que
tiene un número de átomos de carbono de 2 hasta 36, y R^{2}hasta
R^{4} indican grupos alquilos que tienen números de átomos de
carbono de 1 a 6). El catalizador se ha descrito con más detalle en
el documento WO - A - 01/5778.
El producto obtenido en un proceso según la
presente invención en general contendrá como máximo 4% en peso de
hidroperóxido orgánico sin convertir, preferentemente como máximo 2%
en peso, más preferente como máximo 1%. La cantidad de hidroperóxido
que se transforma en el reactor final puede ser muy pequeña, y en
cuyo caso a veces hay solamente una pequeña diferencia de
temperaturas en el reactor final.
La composición de la alimentación para el reactor
de epoxidación no es crítica para el proceso de la presente
invención, en el sentido de que podría tener cualquier composición
que sea habitual en la operación comercial. Por consiguiente, en
caso de un proceso de coproducción de estireno/óxido de propileno,
la alimentación para la unidad de epoxidación comprende, al menos,
un poco de hidroperóxido de etilbenceno, y normalmente también una
cantidad sustancial de etilbenceno. El propeno se añade al reactor
sea como una corriente de alimentación separada, o se puede añadir a
la corriente de alimentación, que contiene hidroperóxido de
etilbenceno, antes de la entrada al (a los) reactor(es) de
epoxidación. La alimentación también puede contener algo de
metil-fenil-cetona y/o
1-fenil-etanol, formados en la
sección precedente de oxidación, o en un reactor precedente de
epoxidación, o contenida en una corriente de reciclo. La
composición exacta de alimentación depende de si al menos parte de
la alimentación ya se haya puesto en contacto con una serie previa
de reactores de epoxidación, preferentemente una serie que sea
operada de modo cíclico, preferentemente una serie como se describe
en la solicitud de patente PCT/EP00/08052. Una corriente típica de
alimentación al reactor de epoxidación, que está primero en línea
después del etapa precedente de oxidación, que incluye los etapas de
tratamiento del producto del reactor de oxidación (como lavado y
destilación), comprende desde 15 hasta 25% en peso de etilbenceno,
desde 30 hasta 50% en peso de hidroperóxido de etilbenceno, desde 30
hasta 50% en peso de propeno, desde 0 hasta 5% en peso de
1-fenil-etanol y desde 0 hasta 5% en
peso de metil-fenil-cetona, para un
total de 100% en peso
En un proceso de coproducción de MTBE/óxido
propileno, la alimentación al reactor de epoxidación comprende al
menos un poco de hidroperóxido de terc-butilo (TBHP,
por las siglas de su expresión inglesa, terc-Butyl
Hydroperoxide) en un disolvente de terc-butanol.
Similarmente, como en el proceso de coproducción de estireno/óxido
de propileno, el propeno se añade al reactor sea como una corriente
separada de alimentación, o se puede añadir a la corriente de
alimentación que contiene TBHP, antes de la entrada al reactor de
epoxidación.
El proceso según la presente invención puede
adicionalmente comprender recuperar el óxido de alquileno de la
corriente de producto que comprende óxido de alquileno y un
alcohol, preferentemente con la ayuda de destilación.
El proceso según la presente invención puede
adicionalmente comprender recuperar el alcohol de la corriente de
producto que comprende óxido de alquileno y un alcohol, y
deshidratar el alcohol con ayuda de un catalizador de deshidratación
para obtener el correspondiente alqueno.
El proceso según la presente invención puede
adicionalmente comprender recuperar el alcohol de la corriente de
producto que comprende óxido de alquileno y un alcohol, y hacer
reaccionar el alcohol con metanol para obtener un éter.
La invención adicionalmente se ilustra por los
siguientes ejemplos que no limitan el alcance de la invención a
estas realizaciones particulares.
El catalizador de epoxidación fue un catalizador
que contenía titanio sobre sílice, que se preparó como se describe
en el ejemplo conforme a las enseñanzas del documento
EP-A-345856.
El hidroperóxido orgánico usado contenía entre 30
y 40% en peso de hidroperóxido de etilbenceno en etilbenceno.
En la alimentación estaba presente un exceso
molar de propeno, en base a la cantidad molar de hidroperóxido
orgánico.
Las alimentaciones se suministraron al primer
reactor vía dos bombas de alta presión y se mezclaron antes de
entrar al reactor. El reactor se operó lleno de líquido a una
presión de 50 bares. Antes de entrar en el banco de reactores según
la presente invención, la alimentación se trató con la ayuda de una
serie de reactores que se operan de modo cíclico como se describe
en la solicitud de patente PCT/EP00/08052.
El banco de reactores constaba de 7 reactores que
se habían operado durante más de 1 mes. Cada uno de estos reactores
contenía al menos 7% en peso de la cantidad total de catalizador
aplicada en el banco de reactores. Los medios de enfriamiento
situados entre cada uno de los reactores ajustaban la temperatura
del fluido de reacción, con excepción de los reactores 6 y 7 entre
los que no había ningún medio de enfriamiento.
El producto del reactor 7 estaba prácticamente
libre de hidroperóxido de etilbenceno, tanto durante la operación
según la presente invención, como durante la operación no según la
presente invención.
El rendimiento a óxido de propileno se definió
como la cantidad en moles obtenida de óxido de propileno dividida
por la cantidad en moles de hidroperóxido de etilbenceno
suministrado, multiplicada por 100.
El perfil de temperaturas de los reactores fue
como se describe en la Tabla 1 (operación no según la presente
invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 104 | 97 | 112 | 15 |
| Reactor 2 | 104 | 97 | 110 | 13 |
| Reactor 3 | 104 | 93 | 114 | 21 |
| Reactor 4 | 105 | 94 | 117 | 23 |
| Reactor 5 | 105 | 100 | 110 | 10 |
| Reactor 6 | 101 | 101 | 102 | 1 |
| Reactor 7 | 102 | 101 | 103 | 2 |
Después de cambiar el perfil de temperaturas en
los reactores con ayuda de los medios de enfriamiento, se obtuvo el
perfil de temperaturas mostrado en la Tabla 2 (operación según la
presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 77 | 75 | 79 | 3 |
| Reactor 2 | 74 | 73 | 75 | 2 |
| Reactor 3 | 72 | 69 | 74 | 5 |
| Reactor 4 | 77 | 69 | 84 | 15 |
| Reactor 5 | 95 | 79 | 112 | 34 |
| Reactor 6 | 111 | 107 | 115 | 8 |
| Reactor 7 | 118 | 115 | 121 | 6 |
Se encontró que cuando la operación se llevó a
cabo durante 10 horas según la Tabla 2, el rendimiento medio de
óxido de propileno durante estas 10 horas fue 0,7% en moles mayor
que el rendimiento medio durante las 10 horas antes de pasar al
perfil de temperaturas mostrado en la Tabla 2, es decir, cuando la
operación todavía tenía el perfil de temperaturas mostrado en la
Tabla 1.
Después de haber hecho funcionar el banco de
reactores según la Tabla 2 durante 3 días, en los que se llevó a
cabo el Ejemplo 1, el perfil de temperaturas obtenido resultó según
la Tabla 3 (según la presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 86 | 84 | 88 | 5 |
| Reactor 2 | 82 | 80 | 83 | 3 |
| Reactor 3 | 77 | 74 | 80 | 6 |
| Reactor 4 | 80 | 73 | 86 | 13 |
| Reactor 5 | 98 | 82 | 115 | 33 |
| Reactor 6 | 115 | 109 | 121 | 13 |
| Reactor 7 | 124 | 120 | 127 | 7 |
Con la ayuda de los medios de enfriamiento, el
perfil de temperaturas fue cambiado al perfil de temperaturas según
la Tabla 4 (operación no según la presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 105 | 99 | 111 | 12 |
| Reactor 2 | 103 | 98 | 108 | 10 |
| Reactor 3 | 103 | 95 | 111 | 17 |
| Reactor 4 | 103 | 93 | 113 | 20 |
| Reactor 5 | 101 | 94 | 108 | 13 |
| Reactor 6 | 109 | 108 | 111 | 4 |
| Reactor 7 | 112 | 110 | 114 | 4 |
Se encontró que cuando la operación se llevó a
cabo durante 10 horas según la Tabla 4, el rendimiento medio de
óxido de propileno durante estas 10 horas fue 0,6% moles menor, que
el rendimiento medio de óxido de propileno durante las 10 horas
antes de cambiar el perfil de temperaturas al de la Tabla 4, es
decir, durante la operación según el perfil de temperaturas de la
Tabla 3.
Después de haber operado el banco de reactores
no de acuerdo con la presente invención durante 4 días, a
continuación de haber realizado el Ejemplo 2, el perfil de
temperaturas resultó según la Tabla 5 (operación no según la
presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 105 | 98 | 111 | 13 |
| Reactor 2 | 104 | 99 | 110 | 11 |
| Reactor 3 | 105 | 95 | 114 | 19 |
| Reactor 4 | 106 | 94 | 118 | 24 |
| Reactor 5 | 105 | 99 | 111 | 12 |
| Reactor 6 | 110 | 109 | 111 | 2 |
| Reactor 7 | 111 | 110 | 113 | 3 |
Después de cambiar el perfil de temperatura en
los reactores con la ayuda de los medios de enfriamiento, se
obtuvo el perfil de temperaturas según la Tabla 6 (según la
presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 87 | 84 | 89 | 5 |
| Reactor 2 | 85 | 83 | 87 | 4 |
| Reactor 3 | 80 | 76 | 84 | 8 |
| Reactor 4 | 82 | 74 | 90 | 16 |
| Reactor 5 | 101 | 84 | 118 | 34 |
| Reactor 6 | 114 | 109 | 118 | 9 |
| Reactor 7 | 120 | 117 | 123 | 6 |
Se encontró que cuando la operación se llevó a
cabo durante 10 horas según la Tabla 6, el rendimiento medio de
óxido de propileno durante estas 10 horas fue 1,2% moles mayor,
que el rendimiento medio de óxido de propileno obtenido durante las
10 horas antes de pasar al perfil de temperaturas mostrado en la
Tabla 6, es decir, cuando la operación aún tenía el perfil de
temperaturas mostrado en la Tabla 5.
Después de haber hecho funcionar el banco de
reactores según la presente invención durante 4 días, el perfil de
temperaturas fue el mostrado en la Tabla 7 (operación según la
presente invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 87 | 84 | 89 | 4 |
| Reactor 2 | 83 | 81 | 84 | 3 |
| Reactor 3 | 78 | 76 | 81 | 5 |
| Reactor 4 | 80 | 74 | 86 | 12 |
| Reactor 5 | 97 | 81 | 114 | 34 |
| Reactor 6 | 114 | 106 | 122 | 17 |
| Reactor 7 | 127 | 122 | 133 | 11 |
Después de cambiar el perfil de temperaturas en
los reactores con la ayuda de los medios de enfriamiento, se obtuvo
el perfil de temperaturas de la Tabla 8 (según la presente
invención).
| Temperatura | Temperatura | Temperatura de | Aumento, ºC | |
| media, ºC | de entrada, ºC | salida, ºC | ||
| Reactor 1 | 105 | 99 | 110 | 11 |
| Reactor 2 | 103 | 98 | 107 | 9 |
| Reactor 3 | 103 | 95 | 111 | 16 |
| Reactor 4 | 104 | 92 | 116 | 24 |
| Reactor 5 | 102 | 93 | 111 | 18 |
| Reactor 6 | 109 | 106 | 112 | 6 |
| Reactor 7 | 114 | 111 | 117 | 6 |
Se encontró que, cuando la operación se llevó a
cabo durante 10 horas según la Tabla 8, el rendimiento medio de
óxido de propileno durante estas 10 horas fue 0,3% moles menor, que
el rendimiento medio de óxido de propileno durante las 10 horas
antes de pasar al perfil de temperaturas mostrado en la Tabla 8, es
decir, cuando la operación aún tenía el perfil de temperaturas
mostrado en la Tabla 7.
Claims (8)
1. Proceso para la preparación de óxido de
alquileno, que comprende hacer pasar una alimentación que contiene
un hidroperóxido orgánico y un alqueno a través de un banco al
menos de dos reactores, conectados en serie, que contienen
catalizador de epoxidación, y retirar una corriente de producto que
comprende óxido de alquileno y un alcohol, como productos de
reacción, caracterizado porque la temperatura de la
alimentación se controla en el banco de reactores de tal forma, que
durante la operación la temperatura de salida del reactor final es
al menos 4ºC superior a la temperatura de salida del primer
reactor, y porque la temperatura media del primer reactor es
inferior a la temperatura media del reactor final.
2. Proceso como se reivindica en la
reivindicación 1, en el que la diferencia de temperaturas en el
primer reactor es menor que la diferencia de temperaturas en el
reactor final.
3. Proceso según la reivindicación 1 ó 2, en el
que la temperatura media del primero y del reactor final se
incrementan en el tiempo de tal manera que el primer reactor tenga
una diferencia entre su temperatura media del inicio de operación y
de un instante de tiempo durante la operación, que es menor que la
misma diferencia entre las temperaturas medias del reactor final al
mismo instante de tiempo durante la operación.
4. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, en el que la alimentación se hace pasar a
través de los reactores del banco en un orden fijado.
5. Proceso que comprende hacer pasar al menos
parte de la alimentación a través de una serie de reactores que se
hacen funcionar de modo cíclico, antes de pasar la alimentación
obtenida a través de un banco de reactores hechos funcionar en un
orden fijado según una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4.
6. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 5, que adicionalmente comprende recuperar el
óxido de alquileno de la corriente de producto que comprende óxido
de alquileno y un alcohol.
7. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 6, que adicionalmente comprende recuperar el
alcohol de la corriente de producto que comprende óxido de
alquileno y un alcohol, y deshidratar el alcohol con la ayuda de un
catalizador de deshidratación para obtener el alqueno
correspondiente.
8. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 6, que adicionalmente comprende recuperar el
alcohol de la corriente de producto que comprende óxido de
alquileno y un alcohol, y hacer reaccionar el alcohol con metanol
para obtener un éter.
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