ES2291190T3

ES2291190T3 - Metodo para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol.

Info

Publication number: ES2291190T3
Application number: ES00906676T
Authority: ES
Inventors: Masahiro Asahi Kasei Ootaka TOJO; Kazuhiro Oonishi
Original assignee: Asahi Kasei Chemicals Corp
Current assignee: Asahi Kasei Chemicals Corp
Priority date: 1999-03-03
Filing date: 2000-03-03
Publication date: 2008-03-01
Anticipated expiration: 2020-03-03
Also published as: CN1335828A; CN1172889C; EP1174406A4; EP1174406A1; DE60036936D1; EP1174406B1; JP3674687B2; AU2827900A; TW473467B; DE60036936T2; KR20010086414A; WO2000051954A1; KR100411637B1; US6479689B1

Abstract

Un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, que comprende: (1) alimentar continuamente un carbonato cíclico.

Description

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Método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol.

Campo de la invención

La presente invención se refiere a un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol. Más particularmente, la presente invención trata de un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, que comprende: (1) alimentar continuamente un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático a una columna de destilación multifásica continua y efectuar continuamente una transesterificación entre el carbonato cíclico y el alcohol monohidroxilado alifático en presencia de un catalizador de transesterificación en la columna de destilación multifásica, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar desde una porción superior de la columna de destilación multifásica y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición en forma líquida que contiene el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar desde una porción inferior de la columna de destilación multifásica, y (2) alimentar continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica a un reactor de eterificación continuo, para efectuar de ese modo una reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico sin reaccionar y una parte del diol producido y producir un éter de cadena y dióxido de carbono, mientras que se extrae continuamente la mezcla de reacción de eterificación resultante que contiene el resto del diol producido en la etapa (1) y el éter de cadena producido del reactor de eterificación continuo, en donde la mezcla de reacción de eterificación tiene un contenido de carbonato cíclico de 0 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico al diol. Mediante el método de la presente invención, en un procedimiento continuo para producir un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, puede obtenerse fácilmente un diol de alta pureza.

Técnica anterior

Con respecto al método para producir un carbonato de dialquilo y un diol haciendo reaccionar un carbonato cíclico con un alcohol monohidroxilado alifático, se han realizado diversas propuestas. La mayoría de esas propuestas se refieren al desarrollo de catalizadores para la reacción anterior. Ejemplos de tales catalizadores incluyen metales alcalinos o compuestos básicos que contienen metales alcalinos (véanse la Patente de EE.UU. Nº 3.642.858, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-48715 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.181.676)), aminas alifáticas terciarias (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 51-122025 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.062.884)), compuestos de talio (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 51-48716 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.307.032)), alcóxidos de estaño (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-63023), alcóxidos de zinc, aluminio y titanio (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-148726), una mezcla de un ácido de Lewis con una base orgánica que contiene nitrógeno (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 55-64550), compuestos de fosfina (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 55-64551), sales de fosfonio cuaternario (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 56-10144), amidinas cíclicas (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 59-106436 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.681.967, el documento EP 110629 y el documento DE 3366133G)), compuestos de circonio, titanio y estaño (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 63-41432 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.661.609, el documento EP 255252 y el documento DE 2781742G)), un intercambiador aniónico sólido fuertemente básico que contiene un grupo amonio cuaternario (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 63-238043), un catalizador sólido seleccionado del grupo que consiste en una resina de intercambio iónico que contiene amina terciaria o grupo amonio cuaternario, una resina de intercambio iónico fuertemente ácida o débilmente ácida, una sílice impregnada con un silicato de un metal alcalino o un metal alcalinotérreo, y una zeolita intercambiada con ion amonio (véase la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 64-31737 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.691.041))), un catalizador homogéneo seleccionado del grupo que consiste en fosfina terciaria, arsina terciaria, estibina terciaria, un compuesto de azufre divalente y un compuesto de selenio (véase la Patente de EE.UU. Nº 4.734.518).

Con respecto al método para efectuar la reacción mencionada anteriormente entre un carbonato cíclico y un diol, se han propuesto convencionalmente los cuatro tipos de métodos (1) a (4) mencionados a continuación. Posteriormente, en la presente memoria, se da una explicación con respecto a tales métodos (1) a (4), tomando como un ejemplo la producción de carbonato de dimetilo y etilenglicol mediante la reacción entre carbonato de etileno y metano, que es un ejemplo representativo de reacciones entre carbonatos cíclicos y dioles.

(1) Un método completamente discontinuo (denominado posteriormente en la presente memoria "método (1)").

(2) Un método discontinuo que usa un recipiente de reacción provisto en una porción superior del mismo de una columna de destilación (denominado posteriormente en la presente memoria "método (2)").

(3) Un método de flujo de líquidos usando un reactor tubular (denominado posteriormente en la presente memoria "método (3)").

(4) Un método de destilación reactiva (denominada posteriormente en la presente memoria "método (4)").

El método (1) completamente discontinuo es un método en el que carbonato de etileno, metanol y catalizador se administran a un autoclave como un recipiente de reacción discontinuo y se realiza una reacción a una temperatura de reacción superior que el punto de ebullición del metanol bajo presión durante un período de tiempo predeterminado (véanse la Patente de EE.UU. Nº 3.642.858, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-48715 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.181.676, el documento EP 1082 y el documento DE 2860078G), la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-63023, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-148726, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 55-64550, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 55-64551 y la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 56-10144).

El método (2) discontinuo, que usa un aparato que comprende un recipiente de reacción provisto en una porción superior del mismo de una columna de destilación, es un método en el que carbonato de etileno, metanol y un catalizador se alimentan al recipiente de reacción y se realiza una reacción calentando el contenido del recipiente de reacción hasta una temperatura predeterminada. En este método, el carbonato de dimetilo producido y el metanol forman una mezcla azeotrópica de punto de ebullición mínimo que tiene un punto de ebullición de 63ºC/760 mm de Hg. El punto de ebullición del metanol de por sí es 64,6ºC/760 mm de Hg. En este método, la reacción se analiza usando una cantidad en exceso de metanol en el sistema de reacción, de modo que los productos de reacción resultantes puedan separarse en la mezcla azeotrópica y el metanol, debido a la diferencia en el punto de ebullición entre ellos, por medio de la columna de destilación proporcionada en la porción superior del recipiente de reacción. Específicamente, una mezcla gaseosa de carbonato de dimetilo y metanol, que se forma en el recipiente de reacción, se deja ascender dentro de la columna de reacción y, durante la ascensión de la mezcla gaseosa, se hace que la mezcla gaseosa se separe en una mezcla azeotrópica gaseosa y metanol líquido. A continuación, la mezcla azeotrópica gaseosa se destila de cima de la columna de destilación mientras el metanol líquido fluye descendentemente hacia el recipiente de reacción de modo que se recicla al sistema de reacción en el recipiente de reacción.

El método (3) de flujo de líquido es un método en el que una solución de carbonato de etileno en metanol se alimenta continuamente a un reactor tubular para realizar una reacción a una temperatura de reacción predeterminada en el reactor tubular, y la mezcla de reacción resultante en forma líquida que contiene los materiales sin reaccionar (es decir, carbonato de etileno y metanol) y los productos de reacción (es decir, carbonato de dimetilo y etilenglicol) se extrae continuamente a través de una salida del reactor. Este método se ha efectuado convencionalmente de dos maneras diferentes de acuerdo con los dos tipos de catalizador usados. Esto es, una de las maneras consiste en hacer pasar una mezcla de una solución de carbonato de etileno en metanol y una solución de un catalizador homogéneo en un disolvente a través de un reactor tubular para realizar una reacción, obteniendo de ese modo una mezcla de reacción, y separar el catalizador de la mezcla de reacción obtenida (véanse la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 63-41432 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.661.609, el documento EP 255252 y el documento DE 3781742G) y la Patente de EE.UU. Nº 4.734.518). La otra manera consiste en realizar la reacción en un reactor tubular que tiene un catalizador homogéneo colocado seguramente en él (véanse la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 63-238042 y la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 64-31737 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.691.041, el documento EP 298167 y el documento DE 3781796G)).

El método (4) de destilación reactiva es un método en el que cada uno del carbonato de etileno y el metanol se alimenta continuamente a una columna de destilación multifásica para realizar una reacción en una pluralidad de fases de la columna de destilación en presencia de un catalizador, mientras se efectúa continuamente la separación entre el carbonato de dimetilo producido y el etilenglicol producido (véanse la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 4-198141, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 4-230243, la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 5-213830 (correspondiente al documento DE 4129316, la Patente de EE.UU. Nº 5.231.212 y el documento EP 530615) y la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 6-9507 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 5.359.118, el documento EP 569812A1 y el documento DE 4216121)).

Sin embargo, los métodos (1) a (4) convencionales mencionados anteriormente tienen sus problemas respectivos, según se describe posteriormente.

Problemas que acompañan a los métodos (1) y (3)

En el caso que cada uno del método (1) completamente discontinuo y el método (3) de flujo que usa un reactor tubular, es imposible alcanzar una conversión de carbonato de etileno superior que la conversión de carbonato de etileno en el estado de equilibrio de la reacción (la última conversión depende de la relación de composiciones de los materiales de alimentación alimentados al reactor y de la temperatura de reacción). Por ejemplo, en el Ejemplo 1 de la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 63-41432 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.661.609, el documento EP 255252 y el documento DE 3781742G), que se dirige a un método de reacción de flujo continuo que usa un reactor tubular y en el que la reacción de flujo se efectúa a 130ºC usando una mezcla de materiales de alimentación que tiene una relación molar de metanol/carbonato de etileno de 4/1, la conversión de carbonato de etileno es solo 25%. Esto significa que grandes cantidades de carbonato de etileno sin reaccionar y metanol sin reaccionar, que están contenidas en la mezcla de reacción, necesitan separarse y recuperarse, y a su vez reciclarse al reactor. Realmente, en el método descrito en la Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 64-31737 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.691.041, el documento EP 298167 y el documento DE 3781796G), se usan diversos aparatos para la separación, purificación, recuperación y reciclado de los compuestos sin reaccionar.

Problemas que acompañan al método (2)

Según se describe posteriormente con detalle, el método (2) discontinuo que usa un recipiente de reacción provisto en una porción superior del mismo de una columna de destilación tiene problemas ya que la reacción debe efectuarse durante un período de tiempo prolongado y, por lo tanto, necesita usarse una gran cantidad de metanol para evitar la disminución de la selectividad con respecto a los productos deseados.

En el método (2), para compensar el metanol destilado como una mezcla azeotrópica del metanol y el carbonato de dimetilo producido, se efectúa opcionalmente la adición continua o discontinua de metanol adicional al recipiente de reacción. Sin embargo, independientemente de si se efectúa o no tal adición de metanol adicional, la reacción de por sí se realiza solo en un recipiente de reacción de tipo discontinuo. Esto es, en este método, la reacción se realiza de forma discontinua bajo reflujo durante un período de tiempo prolongado tan largo como de 3 a 20 horas.

En este método, el carbonato de dimetilo, que es uno de los productos de reacción, se extrae continuamente del sistema de reacción, mientras que el etilenglicol, que es otro producto de reacción, permanece junto con el carbonato de etileno sin reaccionar en el sistema de reacción que contiene el catalizador durante un período de tiempo prolongado. Este tiempo de permanencia prolongado del etilenglicol y el carbonato de etileno en el sistema de reacción provoca reacciones secundarias para producir de ese modo polietilenglicoles, tales como dietilenglicol y trietilenglicol. Para prevenir la presencia de tales reacciones secundarias y la disminución de la selectividad con respecto a los productos deseados, es necesario usar una cantidad muy en exceso de metanol, con relación a la cantidad del carbonato de etileno que se alimenta discontinuamente al recipiente de reacción. De hecho, en los métodos propuestos convencionalmente, se apuntan los siguientes ejemplos en los que se usa una cantidad muy en exceso de metanol; esto es, se hace uso de metanol en cantidades en exceso (en términos del número de moles de metanol por mol de carbonato de etileno o carbonato de propileno), tales como 14 moles (Patente de EE.UU. Nº 3.803.201), 17 moles (Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 1-311054), 22 moles (Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 51-122025 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.062.884 y el documento DE 2615665)) y 23 moles (Memoria Descriptiva Publicada de Solicitud de Patente Japonesa No Examinada Nº 54-48716 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 4.307.032, el documento EP 1083 y el documento DE 2860142G)).

Problemas que acompañan al método (4)

En el caso del método (4) de destilación reactiva, es posible realizar una reacción con alta conversión, en comparación con las conversiones en los métodos (1), (2) y (3). Sin embargo, huelga decir que, incluso en el caso del método (4), la producción de carbonato de dialquilo y diol se realiza en una reacción en equilibrio reversible. De acuerdo con esto, incluso cuando es posible alcanzar una conversión sustancialmente de 100% de un carbonato cíclico mediante el método (4), es imposible prevenir que una cantidad traza del carbonato cíclico permanezca sin reaccionar en el diol producido. Por lo tanto, para obtener un diol de alta pureza mediante el método (4), en general, es necesario separar el carbonato cíclico del diol realizando una destilación bajo condiciones estrictamente controladas. En el documento WO 97/23445 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 5.847.189 y el documento EP 0889025), se intenta solucionar este problema al hidrolizar el carbonato cíclico sin reaccionar para convertirlo en un diol. Sin embargo, el método del documento WO 97/23445 necesita el uso de agua además de un catalizador y los materiales de alimentación usados para la transesterificación. Además, debido al uso de agua, también es necesario realizar una etapa para retirar el agua, de modo que el procedimiento necesariamente se hace complicado.

Como puede entenderse de lo anterior, no se ha propuesto hasta ahora un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, en el que pueda obtenerse un diol de alta pureza sin la necesidad de una etapa de separación complicada o la necesidad de materiales adicionales distintos de los materiales de alimentación y un catalizador en la transesterificación.

Sumario de la invención

Los presentes inventores han realizado estudios extensivos e intensivos con vistas a desarrollar un método que esté libre de los problemas anteriores que acompañan a la técnica anterior. Como resultado, se ha encontrado inesperadamente que el objetivo anterior puede alcanzarse mediante un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol, que comprende: (1) alimentar continuamente un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático a una columna de destilación multifásica continua y efectuar continuamente una transesterificación entre el carbonato cíclico y el alcohol monohidroxilado alifático en presencia de un catalizador de transesterificación en la columna de destilación multifásica, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar desde una porción superior de la columna de destilación multifásica y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición en forma líquida que contiene el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar desde una porción inferior de la columna de destilación multifásica, y (2) alimentar continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica a un reactor de eterificación continuo, para efectuar de ese modo una reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico sin reaccionar y una parte del diol producido y producir un éter de cadena y dióxido de carbono, mientras que se extrae continuamente la mezcla de reacción de eterificación resultante que contiene el resto del diol producido en la etapa (1) y el éter de cadena producido del reactor de eterificación continuo, en donde la mezcla de reacción de eterificación tiene un contenido de carbonato cíclico de 0 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico al diol. Esto es, se ha encontrado inesperadamente que, mediante el método anterior, puede obtenerse fácilmente un diol de alta pureza sin la necesidad de una etapa complicada de separación por destilación o la necesidad de materiales adicionales distintos de los materiales de alimentación y un catalizador en la transesterificación. La presente invención se ha realizado basándose en este nuevo hallazgo.

De acuerdo con esto, un objetivo principal de la presente invención es proporcionar un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, en donde el método permite que se obtenga fácilmente un diol de alta pureza sin la necesidad de una etapa complicada de separación por destilación o la necesidad de materiales adicionales distintos de los materiales de alimentación y un catalizador en la transesterificación.

Los objetivos, las características y las ventajas precedentes y otros de la presente invención serán evidentes a partir de la siguiente descripción detallada y las reivindicaciones adjuntas tomadas junto con los dibujos adjuntos.

Breve descripción de los dibujos

En los dibujos:

la Fig. 1 es un diagrama que muestra el sistema que se usó para poner en práctica el Ejemplo 1 de la presente solicitud;

la Fig. 2 es un diagrama que muestra el sistema que se usó para poner en práctica el Ejemplo Comparativo 2 de la presente solicitud;

la Fig. 3 es un diagrama que muestra el sistema que se usó para poner en práctica el Ejemplo 5 de la presente solicitud;

la Fig. 4 es un diagrama que muestra el sistema que se usó para poner en práctica el Ejemplo 6 de la presente solicitud; y

la Fig. 5 es un diagrama que muestra el sistema que se usó para poner en práctica el Ejemplo 9 de la presente solicitud.

Descripción de los números de referencia

1 columna de destilación multifásica continua

3, 6 precalentador

4, 18, 42, 61 parte superior de la columna de destilación

7, 19, 32, 45, 62 condensador

10, 26, 43, 65 fondo de la columna

12, 28, 50, 67 hervidor

15, 34 reactor de eterificación continuo

72 reactor de hidrólisis

17 columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición o columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación

22, 38 columna de separación de dióxido de carbono

41 columna de purificación de diol (etilenglicol)

60 columna de separación de agua

2, 2', 5, 8, 9, 11, 13, 14, 16, 20, 21, 23, 24, 25, 27, 29, 30, 31, 33, 35, 36, 37, 39, 46, 47, 48, 49, 51, 52, 56, 63, 64, 66, 68, 69, 70, 71 conducto

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Descripción detallada de la invención

De acuerdo con la presente invención, se proporciona un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, que comprende:

(1) alimentar continuamente un carbonato cíclico representado por la siguiente fórmula (A):

1

\quad: en la que R^{1} es un grupo divalente que está representado por la fórmula -(CH_{2})_{m}-, en la que m es un número entero de 2 a 6, y que no está sustituido o está sustituido con al menos un sustituyente seleccionado del grupo que consiste en un grupo alquilo C_{1}-C_{10} y un grupo arilo C_{6}-C_{10},

y un alcohol monohidroxilado alifático representado por la siguiente fórmula (B):

(B)R^{2}OH

\quad: en la que R^{2} es un grupo hidrocarbonado C_{1}-C_{12} alifático monovalente que no está sustituido o está sustituido con al menos un sustituyente seleccionado del grupo que consiste en un grupo alquilo C_{1}-C_{10} y un grupo arilo C_{6}-C_{10},

a una columna de destilación multifásica continua, y efectuar continuamente una transesterificación entre el carbonato cíclico y el alcohol monohidroxilado alifático en presencia de un catalizador de transesterificación en la columna de destilación multifásica, produciendo de ese modo continuamente un carbonato de dialquilo representado por la siguiente fórmula (C):

2

\quad: en la que R^{2} es como se define para la fórmula (B) anteriormente,

y un diol representado por la siguiente fórmula (D):

3

\quad: en la que R^{1} es como se define para la fórmula (A) anteriormente,

mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo (C) producido y el alcohol monohidroxilado alifático (B) sin reaccionar desde una porción superior de la columna de destilación multifásica y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición en forma líquida que contiene el diol (D) producido y el carbonato cíclico (A) sin reaccionar de una porción inferior de la columna de destilación multifásica, y

(2) alimentar continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) a un reactor de eterificación continuo, para efectuar de ese modo una reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico (A) sin reaccionar y una parte del diol (D) producido y producir un éter de cadena representado por la siguiente fórmula (E):

(E)HO(R^{1}O)_{p}H

\quad: en la que R^{1} es como se define para la fórmula (A) anteriormente y p es un número entero de 2 a 4,

y dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente la mezcla de reacción de eterificación resultante que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido del reactor de eterificación continuo,

teniendo la mezcla de reacción de eterificación un contenido de carbonato cíclico de 0 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico (A) al diol (D).

Para una fácil comprensión de la presente invención, las características esenciales y diversas realizaciones preferidas de la presente invención se enumeran posteriormente.

1. Un método para producir continuamente un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, que comprende:

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4

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(B)R^{2}OH

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5

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y un diol representado por la siguiente fórmula (D):

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6

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(E)HO(R^{1}O)_{p}H

2. El método de acuerdo con el punto 1 anterior, en el que la conversión del carbonato cíclico en la transesterificación en la etapa (1) es 50% o más.

3. El método de acuerdo con el punto 2 anterior, en el que la conversión del carbonato cíclico en la transesterificación en la etapa (1) es de 95 a 99,999%.

4. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 3 anteriores, en el que, en la etapa (2), la reacción de eterificación continua se efectúa en presencia de un catalizador de eterificación.

5. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 4 anteriores, en el que la conversión del carbonato cíclico en la reacción eterificación continua en la etapa (2) es de 90 a 100%.

6. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 5 anteriores, en el que la mezcla de reacción de eterificación extraída del reactor de eterificación continuo en la etapa (2) contiene el dióxido de carbono, y en el que el dióxido de carbono se retira de la mezcla de reacción de eterificación.

7. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 6 anteriores, en el que el alcohol monohidroxilado alifático usado en la etapa (1) contiene un carbonato de dialquilo concomitante en una cantidad de 0 a 40% en peso, basado en el peso total del alcohol monohidroxilado alifático y el carbonato de dialquilo concomitante.

8. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 7 anteriores, en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo en la etapa (2), a una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en el que una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en la mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene el diol (D) y el carbonato cíclico (A) sin reaccionar de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través de una o más compuertas de extracción laterales proporcionadas en una pared lateral de la columna en una o más de sus posiciones correspondientes a una o más fases seleccionadas del grupo que consiste en fases intermedias y la fase más baja de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,

en el que la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída a través de la compuerta de extracción lateral de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición al reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2).

9. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 7 anteriores, en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo en la etapa (2), a una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en el que una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en la mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene el diol (D) y el carbonato cíclico (A) sin reaccionar de una porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,

en el que la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de de la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición hacia el reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2).

10. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 7 anteriores, en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente en una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua que tiene una porción inferior de la misma adaptada para servir como el reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2), y en el que la reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico (A) sin reaccionar y el diol (D) se efectúa en la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación para producir el éter de cadena (E) y el dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene el dióxido de carbono y que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en la mezcla de alto punto de ebullición de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que comprende la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido de la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación,

en el que la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1).

11. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 10 anteriores, en el que el carbonato cíclico es carbonato de etileno y el alcohol monohidroxilado alifático se selecciona del grupo que consiste en metanol, etanol, n-propanol, iso-propanol, n-butanol, iso-butanol, sec-butanol y terc-butanol.

12. El método de acuerdo con uno cualquiera de los puntos 1 a 11 anteriores, en el que el carbonato cíclico es carbonato de etileno, el alcohol monohidroxilado alifático es metanol y el éter de cadena es dietilenglicol.

Posteriormente en la presente memoria, la presente invención se explicará con detalle.

La reacción realizada en la presente invención es una reacción de transesterificación en equilibrio, reversible, representada por el siguiente Esquema de reacción (I), en el que un carbonato de dialquilo (C) y un diol (D) se producen a partir de un carbonato cíclico (A) y un alcohol monohidroxilado alifático (B):

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en donde:

\quad: R^{1} es un grupo divalente que está representado por la fórmula -(CH_{2})_{m}-, en la que m es un número entero de 2 a 6, y que no está sustituido o está sustituido con al menos un sustituyente seleccionado del grupo que consiste en un grupo alquilo C_{1}-C_{10} y un grupo arilo C_{6}-C_{10}, y

\quad: R^{2} es un grupo hidrocarbonado C_{1}-C_{12} alifático monovalente que no está sustituido o está sustituido con al menos un sustituyente seleccionado del grupo que consiste en un grupo alquilo C_{1}-C_{10} y un grupo arilo C_{6}-C_{10}.

Según se menciona anteriormente, la reacción realizada en la presente invención es una reacción reversible en equilibrio. Por lo tanto, incluso cuando sea posible alcanzar una conversión de sustancialmente 100% de un carbonato cíclico, es imposible evitar que una cantidad traza del carbonato cíclico permanezca sin reaccionar en un diol producido. Además, para separar un diol de alta pureza de una mezcla de un carbonato cíclico y un diol, es necesario realizar una separación por destilación del diol de alta pureza bajo condiciones estrictamente controladas.

En el método de la presente invención, el carbonato cíclico sin reaccionar que permanece en el diol producido se convierte en un éter, que puede separarse fácilmente del diol. Por lo tanto, en la presente invención, puede obtenerse fácilmente un diol de alta pureza sin la necesidad de que la separación por destilación mencionada anteriormente se realice bajo condiciones estrictamente controladas.

Según se menciona anteriormente, se conoce un método para obtener un diol de alta pureza, en el que el carbonato cíclico sin reaccionar se hidroliza para formar un diol (documento WO 97/23445 (correspondiente a la Patente de EE.UU. Nº 5.847.189 y al documento EP 0889025)). Difiriendo del método del documento WO 97/23445, el método de la presente invención permite que se obtenga fácilmente un diol de alta pureza mediante un procedimiento simple que no requiere el uso de agua y de ahí no requiere operaciones engorrosas (tales como una operación de retirada de agua) provocadas por el uso de agua. Por lo tanto, el método de la presente invención es muy ventajoso, en comparación con el método del documento WO 97/23445 mencionado anteriormente.

En la etapa (2) del método de la presente invención, la reacción de eterificación se efectúa hasta el punto de que la mezcla de reacción de eterificación extraída del reactor de eterificación continuo tiene un contenido de carbonato cíclico de 0 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico al diol. Convencionalmente, tal reacción de eterificación, en la que se consume un carbonato cíclico sin reaccionar que puede reciclarse a un sistema de reacción de transesterificación, se ha considerado no deseada. Por lo tanto, en la técnica anterior, se han realizado operaciones para separar un diol y una mezcla de un diol y un carbonato cíclico bajo condiciones que no provocan tal reacción de eterificación.

En los Ejemplos Comparativos 1 y 2 del documento WO 97/23445 mencionado anteriormente, en lugar de hidrolizar un carbonato cíclico sin reaccionar que permanece en un diol, se realizó una etapa para separar el diol del carbonato cíclico sin reaccionar. En la etapa de separación realizada en los Ejemplos Comparativos 1 y 2 del documento WO 97/23445, sucede que una parte del carbonato cíclico sin reaccionar (carbonato de etileno sin reaccionar) se convierte en éteres (dietilenglicol y trietilenglicol). Sin embargo, puesto que esta conversión de carbonato de etileno sin reaccionar en éteres no es intencionada, el diol (etilenglicol) obtenido mediante esta etapa de separación contiene una gran cantidad de carbonato de etileno sin reaccionar (específicamente, las relaciones en peso de carbonato de etileno/etilenglicol en los Ejemplos Comparativos 1 y 2 del documento WO 97/23445 son 40,3/59,7 y 13,5/86,5, respectivamente).

Así, convencionalmente, no ha habido un intento de obtener un diol de alta pureza mediante un método en el que casi la totalidad o la totalidad de un carbonato cíclico sin reaccionar que permanece en un diol producido se convierta en un éter. Es bastante inesperado que pueda obtenerse fácilmente un diol de alta pureza mediante el método de la presente invención en el que la reacción de eterificación se realiza hasta el punto de que la mezcla de reacción de eterificación extraída del reactor de eterificación continuo en la etapa (2) tenga un contenido de carbonato cíclico de 0 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico al diol.

Con respecto a la columna de destilación multifásica continua que ha de usarse en la etapa (1) del método de la presente invención, no existe una limitación particular, con tal de que sea una columna de destilación que tenga dos o más fases de destilación y que sea capaz de destilación continua. En la presente invención, el término "fases" pretende incluir fases teóricas (platos teóricos). En el caso de una columna de destilación que no tenga fases sustantivas, tales como una columna de relleno, el valor obtenido al dividir la altura del relleno por la altura por fase (plato) teórica (H.E.T.P.) (altura equivalente a un plato teórico) se considera el número de fases. Ejemplos de tales columnas de destilación continua de varias fases incluyen columnas de tipo plato que usan una bandeja, tal como un bandeja de campana burbujeadora, una bandeja tamizadora, una bandeja de válvula, una bandeja de flujo en contracorriente, y columnas de tipo relleno cargadas con diversos rellenos, tales como un anillo de Raschig, un anillo de Lessing, un anillo de Pall, una silla de Berl, una silla de Interlox, un relleno de Dixon, un relleno de McMahon, un relleno de Heli, un relleno de Sulzer y Mellapak. Puede utilizarse cualquier columna que se use generalmente como una columna de destilación multifásica continua. Además, también puede usarse preferiblemente un tipo mixto de columna de platos y columna de relleno, que comprende tanto una porción de platos como una porción cargada con rellenos. Cuando se usa un catalizador sólido que es insoluble en la fase líquida de una columna de destilación, se emplea preferiblemente una columna de destilación tipo columna de relleno, en la que el catalizador sólido se usa en sustitución de parte o la totalidad de los rellenos. Como la columna de destilación multifásica continua que ha de usarse en la etapa (1) del método de la presente invención, las columnas de destilación mencionadas anteriormente pueden usarse individualmente o en combinación. Cuando se usan en combinación, una pluralidad de columnas de destilación pueden conectarse en serie o en paralelo.

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Un carbonato cíclico usado como un material de alimentación en el método de la presente invención está representado por la fórmula (A) en el Esquema de reacción (I) mencionado anteriormente. Ejemplos de carbonatos cíclicos incluyen carbonatos de alquileno, tales como carbonato de etileno y carbonato de propileno, 1,3-dioxaciclohexa-2-ona, 1,3-dioxaciclohepta-2-ona y similares. De estos carbonatos cíclicos, se prefieren el carbonato de etileno y el carbonato de propileno debido a su buena disponibilidad. El carbonato de etileno es el más preferido.

Un alcohol monohidroxilado alifático usado como otro material de alimentación en el método de la presente invención es un compuesto que está representado por la fórmula (B) en el Esquema de reacción (I) mencionado anteriormente y tiene un punto de ebullición inferior que el del diol producido. El tipo de alcohol monohidroxilado alifático que puede usarse en el método de la presente invención varía dependiendo del tipo del carbonato cíclico usado. Ejemplos de alcoholes monohidroxilados alifáticos incluyen metanol, etanol, propanol (isómeros), alcohol alílico, butanol (isómeros), 3-buten-1-ol, alcohol amílico (isómeros), alcohol hexílico (isómeros), alcohol heptílico (isómeros), alcohol octílico (isómeros), alcohol nonílico (isómeros), alcohol decílico (isómeros), alcohol undecílico (isómeros), alcohol dodecílico (isómeros), ciclopentanol, ciclohexanol, cicloheptanol, ciclooctanol, metilciclopentanol (isómeros), etilciclopentanol (isómeros), metilciclohexanol (isómeros), etilciclohexanol (isómeros), dimetilciclohexanol (isómeros), dietilciclohexanol (isómeros), fenilciclohexanol (isómeros), alcohol bencílico, alcohol fenetílico (isómeros), fenilpropanol (isómeros) y similares. El alcohol monohidroxilado alifático mencionado anteriormente puede estar sustituido con al menos un sustituyente, tal como un átomo de halógeno, un grupo alcoxi inferior, un grupo ciano, un grupo alcoxicarbonilo, un grupo ariloxicarbonilo, un grupo aciloxi o un grupo nitro.

De estos alcoholes monohidroxilados alifáticos, se prefiere un alcohol que tiene 1 a 6 átomos de carbono. Se prefieren más los alcoholes monohidroxilados que tienen 1 a 4 átomos de carbono, es decir, metanol, etanol, n-propanol, iso-propanol, n-butanol, iso-butanol, sec-butanol y terc-butanol. Cuando se usa carbonato de etileno o carbonato de propileno como un carbonato cíclico, se prefieren el metanol y el etanol, y se prefiere especialmente el metanol.

En el método de la presente invención, la reacción representada por el Esquema de reacción (I) se efectúa mediante la técnica de destilación reactiva, esto es, la reacción se efectúa en una columna de destilación multifásica continua mientras se separa una mezcla de bajo punto de ebullición producida del sistema de reacción mediante destilación.

En el método de la presente invención, un catalizador de transesterificación se sitúa en la columna de destilación multifásica continua. El método para hacer que un catalizador de transesterificación esté presente en la columna de destilación multifásica no está particularmente limitado. Por ejemplo, puede hacerse que un catalizador homogéneo que es soluble en el sistema de reacción bajo las condiciones de reacción esté presente en la columna de destilación multifásica continua al alimentar continuamente el catalizador homogéneo a la columna de destilación multifásica continua. Alternativamente, puede hacerse que un catalizador heterogéneo (catalizador sólido) que es insoluble en el sistema de reacción bajo las condiciones de reacción esté presente en la columna de destilación multifásica continua al cargar el catalizador sólido en la columna de destilación multifásica continua. Los catalizadores homogéneos y heterogéneos mencionados anteriormente pueden usarse en combinación.

Cuando un catalizador homogéneo se alimenta continuamente a la columna de destilación multifásica continua, puede alimentarse a la columna de destilación junto con un carbonato cíclico de alimentación y/o un alcohol monohidroxilado alifático de alimentación. Alternativamente, el catalizador homogéneo puede alimentarse a la columna de destilación en una posición diferente de aquella a la que se alimenta el material de alimentación. Además, el catalizador homogéneo puede alimentarse a la columna de destilación en cualquier posición con tal de que la posición esté al menos una fase (plato) teórica por encima del fondo de la columna. Sin embargo, puesto que la región donde realmente tiene lugar la reacción en la columna de destilación multifásica continua está generalmente por debajo de la posición a la que se alimenta el catalizador homogéneo, se prefiere que el catalizador homogéneo se alimente a la columna de destilación en una posición entre la cima de la columna y la posición a la que se alimenta el material de alimentación.

Cuando se usa un catalizador sólido heterogéneo como catalizador, el catalizador puede cargarse en una cantidad deseada en una posición deseada de la columna de destilación multifásica continua, con tal de que la capa de catalizador presente en la columna tenga una altura que corresponda a al menos una fase (plato) teórica, preferiblemente dos o más fases (platos) teóricas. También puede usarse un catalizador que puede servir como un relleno para la columna de destilación multifásica continua.

Como un catalizador de transesterificación usado en la presente invención, pueden usarse diversos tipos de catalizadores conocidos. Ejemplos de tales catalizadores incluyen metales alcalinos o metales alcalinotérreos, tales como litio, sodio, potasio, rubidio, cesio, magnesio, calcio, estroncio y bario; compuestos básicos, tales como hidruros, hidróxidos, alcóxidos, arilóxidos y amidas de metales alcalinos o metales alcalinotérreos; compuestos básicos, tales como carbonatos e hidrogenocarbonatos de metales alcalinos o metales alcalinotérreos y sales de metales alcalinos o metales alcalinotérreos de ácidos orgánicos; aminas terciarias, tales como trietilamina, tributilamina, trihexilamina y bencildietilamina; compuestos heteroaromáticos que contienen nitrógeno, tales como N-alquilpirrol, N-alquilindol, oxazol, N-alquilimidazol, N-alquilpirazol, oxadiazol, piridina, alquilpiridina, quinolina, alquilquinolina, isoquinolina, alquilisoquinolina, acridina, alquilacridina, fenantrolina, alquilfenantrolina, pirimidina, alquilpirimidina, piradina, alquilpiradina, triazina y alquiltriazina; amidinas cíclicas, tales como diazabicicloundeceno (DBU) y diazabiciclononeno (DBN); compuestos de talio, tales como óxido de talio, haluros de talio, hidróxido de talio, carbonato de talio, nitrato de talio, sulfato de talio y sales de talio de ácidos orgánicos; compuestos de estaño, tales como tributilmetoxiestaño, tributiletoxiestaño, dibutildimetoxiestaño, dietildietoxiestaño, dibutildietoxiestaño, dibutilfenoxiestaño, difenilmetoxiestaño, acetato de dibutilestaño, cloruro de tributilestaño y 2-etilhexanoato de estaño; compuestos de zinc, tales como dimetoxizinc, dietoxizinc, etilendioxizinc y dibutoxizinc; compuestos de aluminio, tales como trimetóxido de aluminio, triisopropóxido de aluminio y tributóxido de aluminio; compuestos de titanio, tales como tetrametoxititanio, tetraetoxititanio, tetrabutoxititanio, diclorodimetoxititano, tetraisopropoxititanio, acetato de titanio y acetilacetonato de titanio, compuestos de fósforo, tales como trimetilfosfina, trietilfosfina, tributilfosfina, trifenilfosfina, haluros de tributilmetilfosfonio, haluros de trioctilbutilfosfonio y haluros de trifenilmetilfosfonio; compuestos de circonio, tales como haluros de circonio, acetilacetonato de circonio, alcóxidos de circonio y acetato de circonio; plomo y compuestos que contienen plomo, por ejemplo óxidos de plomo, tales como PbO, PbO_{2} y Pb_{3}O_{4}; sulfuros de plomo, tales como PbS, Pb_{2}S_{3} y PbS_{2}; hidróxidos de plomo, tales como Pb(OH)_{2}, Pb_{3}O_{2}(OH)_{2}, Pb_{2}[PbO_{2}(OH)_{2}] y Pb_{2}O(OH)_{2}; plumbitos, tales como Na_{2}PbO_{2}, K_{2}PbO_{2}, NaHPbO_{2} y KHPbO_{2}; plumbatos, tales como Na_{2}PbO_{3}, Na_{2}H_{2}PbO_{4}, K_{2}PbO_{3}, K2[Pb(OH)_{6}], K_{4}PbO_{4}, Ca_{2}PbO_{4}, CaPbO_{3}; carbonatos de plomo y sus sales básicas, tales como PbCO_{3} y 2PbCO_{3}\cdotPb(OH)_{2}; compuestos de alcoxiplomo y compuestos de ariloxiplomo, tales como Pb(OCH_{3})_{2}, (CH_{3}O)Pb(OPh) y Pb(OPh)_{2};
sales de plomo de ácidos orgánicos y sus carbonatos y sales básicas, tales como Pb(OCOCH_{3})_{2}, Pb(OCOCH_{3})_{4}
y Pb(OCOCH_{3})_{2}\cdotPbO\cdot3H_{2}O; compuestos de organoplomo, tales como Bu_{4}Pb, Ph_{4}Pb, Bu_{3}PbCl, Ph_{3}PbBr, Ph_{3}Pb (o Ph_{6}Pb_{2}), Bu_{3}PbOH y Ph_{2}PbO, en los que Bu representa un grupo butilo y Ph representa un grupo fenilo; aleaciones de plomo, tales como Pb-Na, Pb-Ca, Pb-Ba, Pb-Sn y Pb-Sb; minerales de plomo, tales como galena y blenda de zinc; hidratos de estos compuestos de plomo; intercambiadores iónicos, tales como resinas de intercambio aniónico que tienen grupos amino terciario; resinas de intercambio iónico que tienen grupos amida, resinas de intercambio iónico que tienen al menos un tipo de grupo de intercambio iónico seleccionado del grupo que consiste en grupos sulfonato, carboxilato y fosfato, e intercambiadores aniónicos sólidos fuertemente básicos que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio iónico; compuestos inorgánicos sólidos, tales como sílice, sílice-alúmina, sílice-magnesia, aluminosilicato, silicato de galio, diversos tipos de zeolitas, diversos tipos de zeolitas intercambiadas con metal y zeolitas intercambiadas con amonio.

Entre los catalizadores sólidos mencionados anteriormente, se prefieren los intercambiadores aniónicos fuertemente básicos que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio aniónico. Ejemplos de tales intercambiadores aniónicos incluyen resinas de intercambio aniónico fuertemente básicas que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio aniónico, intercambiadores aniónicos fuertemente básicos de tipo celulósico que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio aniónico e intercambiadores aniónicos fuertemente básicos soportados sobre un portador inorgánico que tiene grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio aniónico.

De estas resinas de intercambio aniónico fuertemente básicas que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio iónico, se prefieren las resinas de intercambio aniónico fuertemente básicas de tipo estirénico y similares. Una resina de intercambio aniónico fuertemente básica de tipo estirénico está comprendida por un copolímero de estireno/divinilbenceno como una resina de base y grupos amonio cuaternario (tipo I y tipo II) como grupos de intercambio aniónico, ejemplos de la cual se representan esquemáticamente mediante las siguientes fórmulas (II).

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En las fórmulas (II) anteriores, X representa un anión, generalmente, X es al menos un tipo de anión seleccionado del grupo que consiste en F^{-}, Cl^{-}, Br^{-}, I^{-}, HCO_{3}^{-}, CO_{3}^{2-}, CH_{3}CO_{2}^{-}, HCO_{2}^{-}, IO_{3}^{-}, BrO_{3}^{-} y ClO_{3}^{-}. Se prefiere que X se seleccione del grupo que consiste en Cl^{-}, Br^{-}, HCO_{3}^{-} y CO_{3}^{2-}. Con respecto a la estructura de la resina de base de la resina de intercambio aniónico, puede usarse bien un tipo gel o bien un tipo macrorreticular (tipo MR). Sin embargo, debido a la alta resistencia a disolventes orgánicos, se prefiere el tipo MR.

Ejemplos de intercambiadores aniónicos fuertemente básicos de tipo celulósico que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio iónico incluyen intercambiadores aniónicos fuertemente básicos de tipo celulósico que tienen grupos de intercambio iónico de la estructura representada por la fórmula: -OCH_{2}CH_{2}NR_{3}X, intercambiadores que se obtienen mediante la trialquilaminoetilación de una parte o la totalidad de los grupos hidroxilo de la celulosa. En la fórmula anterior, R representa un grupo alquilo, por ejemplo un grupo metilo, un grupo etilo, un grupo propilo, un grupo butilo o similares, preferiblemente, un grupo metilo o un grupo etilo; y X es como se define anteriormente.

El intercambiador aniónico fuertemente básico soportado en portador inorgánico utilizable en la presente invención, que tiene grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio iónico, es un intercambiador aniónico que tiene grupos amonio cuaternario representados por la fórmula -O(CH_{2})_{n}NR_{3}X en la que R y X son como se definen anteriormente y n es habitualmente un número entero de 1 a 6, preferiblemente 2, intercambiador aniónico que puede prepararse mediante la modificación de una parte o la totalidad de los grupos hidroxilo de la superficie del portador inorgánico. Ejemplos de portadores inorgánicos incluyen sílice, alúmina, sílice-alúmina, titania y zeolita. De estos, se prefieren la sílice, la alúmina y la sílice-alúmina. La sílice es la más preferida. No existe limitación con respecto al método para la modificación de grupos hidroxilo sobre la superficie del portador inorgánico. Por ejemplo, tal intercambiador aniónico fuertemente básico soportado sobre un portador inorgánico puede obtenerse al someter un portador inorgánico y un aminoalcohol representado por la fórmula HO(CH_{2})_{n}NR_{2} a una reacción de deshidratación entre ellos en presencia de un catalizador básico para efectuar de ese modo la aminoalcoxilación, seguido por la reacción del portador inorgánico aminoalcoxilado resultante con un haluro de alquilo representado por la fórmula RX', en la que X' representa un átomo de halógeno, preferiblemente Cl, Br o I, para convertir de ese modo el grupo aminoalcoxi en un grupo -O(CH_{2})_{n}NR_{3}X'. El grupo -O(CH_{2})_{n}NR_{3}X' se convierte adicionalmente en un grupo -O(CH_{2})_{n}NR_{3}X que tiene el anión X deseado mediante una reacción de intercambio aniónico. Cuando n es 2, un portador inorgánico se trata con N,N-dialquilaziridina de modo que los grupos hidroxilo sobre el portador inorgánico se N,N-dialquilaminoetoxilen para obtener un grupo -OCH_{2}CH_{2}NR_{2}, que se convierte a continuación en un grupo -OCH_{2}CH_{2}NR_{3}X mediante el método mencionado anteriormente.

Intercambiadores aniónicos fuertemente básicos sólidos disponibles comercialmente que tienen grupos amonio cuaternario como grupos de intercambio iónico pueden usarse en la presente invención. Cuando se usa un intercambiador aniónico fuertemente básico sólido disponible comercialmente, puede tratarse para el intercambio aniónico con una especie aniónica deseada antes de que se use como un catalizador de transesterificación.

Un catalizador sólido comprendido por un polímero orgánico de tipo macromolecular o de gel o un portador inorgánico, teniendo cada uno unido al mismo un grupo heterocíclico que contiene al menos un átomo de nitrógeno, se usa preferiblemente como un catalizador de transesterificación. Además, el catalizador sólido mencionado anteriormente puede tratarse para cuaternizar una parte o la totalidad de los grupos heterocíclicos que contienen nitrógeno antes de que se use.

La cantidad del catalizador de transesterificación que ha de usarse en la presente invención varía dependiendo de su tipo. El catalizador homogéneo, que es soluble en el sistema de reacción bajo las condiciones de reacción, se alimenta continuamente en una cantidad de 0,001 a 50% en peso, basado en el peso total del carbonato cíclico de alimentación y el alcohol monohidroxilado alifático de alimentación. Cuando el catalizador sólido se carga en la columna de destilación multifásica continua, se carga preferiblemente en una cantidad de 0,01 a 75% en volumen, basado en el volumen interno de la columna de destilación vacía.

No existe una restricción particular con respecto al método para alimentar continuamente un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático a la columna de destilación multifásica, y puede usarse cualquier método de alimentación con tal de que los materiales de alimentación puedan ponerse en contacto con el catalizador en una región de la columna de destilación que corresponda a al menos una fase, preferiblemente al menos dos fases. Esto es, el carbonato cíclico y el alcohol monohidroxilado alifático pueden alimentarse continuamente a una o más fases de la columna de destilación multifásica continua a través de un número deseado de tubos de alimentación en una o más posiciones deseadas con tal de que se satisfaga el requisito anterior. El carbonato cíclico y el alcohol monohidroxilado alifático pueden alimentarse bien a la misma fase de la columna de destilación o bien a fases separadas individualmente. Los materiales de alimentación se alimentan continuamente en forma líquida, en forma gaseosa o en forma de mezcla gas-líquido. Además de la alimentación de los materiales de alimentación a la columna de destilación multifásica continua según se describe anteriormente, materiales de alimentación adicionales pueden alimentarse en forma gaseosa a la porción inferior de la columna de destilación intermitentemente o continuamente. También se prefiere un método en el que el carbonato cíclico se alimenta continuamente en forma líquida o en forma de mezcla gas-líquido a una fase a un nivel superior que la fase en la que está presente el catalizador, mientras que el alcohol monohidroxilado alifático se alimenta continuamente a la porción inferior de la columna de destilación en forma gaseosa o en forma de mezcla gas-líquido, o en forma gaseosa y en forma líquida individualmente. En este caso, algo del alcohol monohidroxilado alifático puede estar contenido en el carbonato cíclico.

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En la presente invención, una pequeña cantidad de un diol como un producto deseado puede estar contenida en los materiales de alimentación. Además, el alcohol monohidroxilado alifático puede contener un carbonato de dialquilo concomitante. Cuando el alcohol monohidroxilado alifático contiene un carbonato de dialquilo concomitante, la cantidad del carbonato de dialquilo concomitante en el alcohol monohidroxilado alifático está generalmente en el intervalo de 0 a 40% en peso, preferiblemente de 0,1 a 30% en peso, más preferiblemente de 1 a 20% en peso, basado en el peso total del alcohol monohidroxilado alifático y el carbonato de dialquilo concomitante.

En la etapa (1), la relación del alcohol monohidroxilado alifático al carbonato cíclico que ha de alimentarse a la columna de destilación multifásica continua puede variar dependiendo del tipo y la cantidad del catalizador de transesterificación y las condiciones de reacción, pero, en general, la relación molar del alcohol monohidroxilado alifático al carbonato cíclico puede estar en el intervalo de 0,01 a 1,000. Para incrementar la conversión del carbonato cíclico, se prefiere alimentar el alcohol monohidroxilado alifático en una cantidad en exceso que es dos veces o más en moles los moles del carbonato cíclico. Sin embargo, una concentración demasiado alta del alcohol monohidroxilado alifático no es deseable debido a que el tamaño del equipo de reacción necesita ser grande. Por lo tanto, se prefiere especialmente usar el alcohol monohidroxilado alifático en una cantidad que es de 2 a 20 veces en moles los moles del carbonato cíclico.

Cuando está presente el dióxido de carbono en una concentración alta en el sistema de reacción de transesterificación en la etapa (1) del método de la presente invención, la velocidad de reacción se hace baja. Por lo tanto, la concentración de CO_{2} del sistema de reacción generalmente no es mayor que 50 ppm en peso, preferiblemente no es mayor que 200 ppm en peso, más preferiblemente no mayor que 100 ppm en peso.

Además, cuando está presente agua en una concentración alta en el sistema de reacción de transesterificación en la etapa (1) del método de la presente invención, la hidrólisis tiene lugar simultáneamente con la transesterificación, dando como resultado una disminución en la selectividad con respecto al carbonato de dialquilo en la etapa (1). Por lo tanto, la concentración de agua del sistema de reacción generalmente no es superior que 200 ppm en peso, preferiblemente no superior que 100 ppm en peso.

En el método de la presente invención, cuando se intenta hacer que la conversión del carbonato cíclico en la etapa (1) esté cerca de 100%, el tiempo de reacción necesita prolongarse y el alcohol monohidroxilado alifático necesita usarse en gran exceso. Por otra parte, cuando la conversión del carbonato cíclico es demasiado baja, el tamaño del reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2) necesita ser grande. Por lo tanto, en la etapa (1), la conversión del carbonato cíclico está generalmente en el intervalo de 50% o más, preferiblemente de 95 a 99,999%, más preferiblemente de 98 a 99,99%, lo más preferiblemente de 99 a 99,99%.

En la etapa (1), la mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar se extrae continuamente de la porción superior de la columna de destilación multifásica continua. Además, la mezcla gaseosa retirada también puede contener un producto de alto punto de ebullición en una pequeña cantidad.

Una compuerta de extracción de la columna de destilación multifásica continua de la etapa (1) para extraer la mezcla de bajo punto de ebullición gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar se proporciona preferiblemente en una posición entre la posición desde la que se alimentan los materiales de alimentación y la cima de la columna de destilación, o en la cima de la columna de destilación. Se prefiere más proporcionar la compuerta de extracción para la mezcla de bajo punto de ebullición en la cima de la columna de destilación. Una parte de la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la compuerta de extracción puede devolverse a la porción superior de la columna de destilación para efectuar de ese modo la llamada operación de reflujo. Cuando la relación de reflujo se incrementa al efectuar esta operación de reflujo, la eficacia de destilación de un producto de bajo punto de ebullición en fase de vapor se incrementa, incrementando de ese modo ventajosamente la concentración de un producto de bajo punto de ebullición en el componente gaseoso extraído. Sin embargo, demasiado incremento en la relación de reflujo conduce poco ventajosamente a un incremento en la energía térmica requerida. Así, la relación de reflujo se elige generalmente en el intervalo de 0 a 10, preferiblemente de 0 a 5, más preferiblemente de 0 a 3.

Al alimentar continuamente la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de destilación en la etapa (1), que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, a un aparato de separación de carbonato de dialquilo y recuperar continuamente el carbonato de dialquilo del aparato de separación, puede obtenerse el carbonato de dialquilo. Ejemplos de aparatos de separación de carbonato de dialquilo incluyen un aparato de separación de tipo destilación, un aparato de separación de tipo destilación extractiva, un aparato de separación de tipo extracción líquido-líquido, un aparato de separación de tipo cristalización, un aparato de separación de tipo adsorción y un aparato de separación de tipo membrana. Puede usarse una combinación de una pluralidad de aparatos de separación diferentes o idénticos. Entre estos aparatos de separación, se prefiere especialmente un aparato de separación de tipo destilación.

Cuando la mezcla de bajo punto de ebullición (que contiene el carbonato de dialquilo producido y el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar) extraída de la porción superior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete a separación por medio de un aparato de separación de tipo destilación, la mezcla de bajo punto de ebullición puede separarse en diversos componentes, tales como el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar y el carbonato de dialquilo producido, en donde algunos de los componentes separados se obtienen en forma de una o más fracciones de la cima de la columna que contienen un solo componente o una pluralidad de componentes y algunos de los componentes separados se obtienen en forma de un líquido del fondo de la columna. Como la fracción de la cima de la columna mencionada anteriormente, puede obtenerse una mezcla azeotrópica dependiendo de los tipos de materiales de alimentación. Después de que los componentes de la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se separen por medio de un aparato de separación de tipo destilación, una o más fracciones que contienen el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar y/o un líquido del fondo de la columna que contiene el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar se alimentan a continuación a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1).

Como el aparato de separación de tipo destilación, puede usarse una sola columna de destilación multifásica continua o una pluralidad de columnas de destilación multifásicas continuas, en donde cada columna de destilación multifásica continua puede ser del mismo tipo que la usada en la etapa (1). Se explica posteriormente en la presente memoria un modo del método de la presente invención en el que un alcohol monohidroxilado alifático y un carbonato de dialquilo forman una mezcla azeotrópica de punto de ebullición mínimo, y en el que se produce carbonato de dimetilo al usar metanol como el alcohol monohidroxilado alifático. Una mezcla de bajo punto de ebullición (que contiene metanol y carbonato de dimetilo) extraída de la porción superior de la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) se alimenta continuamente a una columna de separación de carbonato de dimetilo. Una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene una mezcla azeotrópica de punto de ebullición mínimo de metanol y carbonato de dimetilo se extrae continuamente de una porción superior de la columna de separación de carbonato de dimetilo, mientras se extrae continuamente carbonato de dimetilo de una porción inferior de la columna de separación de carbonato de dimetilo, obteniendo de ese modo carbonato de dimetilo. Como la columna de separación de carbonato de dimetilo, puede usarse una sola columna de destilación multifásica continua o una pluralidad de columnas de destilación multifásicas continuas, en donde cada columna de destilación multifásica continua puede ser del mismo tipo que el usado en la etapa (1). La columna de separación de carbonato de dimetilo se hace funcionar generalmente bajo presión reducida, presión atmosférica (1,13 x 10^{5} Pa, es decir 1,033 kg/cm^{2}) o presión superatmosférica, especialmente en el intervalo de 0,5 x 10^{5} a 50 x 10^{5} Pa (0,51 a 51 kg/cm^{2}) en términos de presión absoluta. La composición de la mezcla azeotrópica de punto de ebullición mínimo de metanol/carbonato de dimetilo puede variarse dependiendo de la presión de funcionamiento de la columna de separación de carbonato de dimetilo. Por lo tanto, la presión de funcionamiento de la columna de separación de carbonato de dimetilo se elige de modo que el carbonato de dimetilo se obtenga desde la porción inferior de la columna de separación de carbonato de dimetilo. Específicamente, se elige una presión de funcionamiento superior a una presión de funcionamiento correspondiente a la relación de metanol/carbonato de dimetilo de la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de la etapa (1) para la columna de separación de carbonato de dimetilo.

La mezcla de bajo punto de ebullición (que contiene una mezcla azeotrópica de punto de ebullición mínimo) extraída de la porción superior de la columna de separación de carbonato de dimetilo mencionada anteriormente puede alimentarse a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) como un material de alimentación utilizable en la presente invención, es decir, carbonato de dimetilo que contiene metanol.

Un diol producido en la etapa (1) del método de la presente invención se extrae continuamente de una porción inferior de la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) en forma líquida.

En el método de la presente invención, la porción superior de la columna de destilación multifásica continua significa una porción entre la cima de la columna de destilación y una posición a aproximadamente la mitad de la altura de la columna de destilación, y la porción superior incluye la cima de la columna. La porción inferior de la columna de destilación multifásica continua significa una porción entre el fondo de la columna de destilación y una posición a aproximadamente la mitad de la altura de la columna de destilación, y la porción inferior incluye el fondo de la columna.

Además, en el método de la presente invención, la mezcla líquida extraída de la porción inferior de la columna de destilación usada en la etapa (1) significa una mezcla de alto punto de ebullición extraída continuamente de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1), en donde la mezcla de alto punto de ebullición contiene el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar, y también puede contener una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar o tanto una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar como una parte del carbonato de dialquilo producido.

Cuando la reacción carbonato cíclico/diol de la mezcla líquida extraída de la porción inferior de la columna de destilación usada en la etapa (1) es demasiado grande, el tamaño del reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2) necesita ser desventajosamente grande. Sin embargo, para disminuir la relación carbonato cíclico/diol de la mezcla líquida extraída de la porción inferior de la columna de destilación usada en la etapa (1) hasta un nivel extremadamente bajo, la conversión del carbonato cíclico necesita estar muy cerca de 100%, lo que requiere que el tamaño del equipo de reacción y la cantidad del alcohol monohidroxilado alifático se incremente. La relación carbonato cíclico/diol de la mezcla líquida extraída de la porción inferior de la columna de destilación usada en la etapa (1) puede variarse dependiendo de la conversión del carbonato cíclico y de la cantidad del diol en los materiales de alimentación. Sin embargo, la relación en peso del carbonato cíclico al diol contenido en la mezcla líquida extraída de la porción inferior de la columna de destilación usada en la etapa (1) está generalmente en el intervalo de 1 x 10^{-5} a 8 x 10^{-2}, preferiblemente de 1 x 10^{-4} a 3 x 10^{-2}, más preferiblemente de 1 x 10^{-4} a 1 x 10^{-2}.

La compuerta de extracción para extraer la mezcla líquida que contiene el diol producido de la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) está situada en una porción inferior de la columna de destilación, preferiblemente en el fondo de la columna de destilación. Una parte de la mezcla líquida extraída puede reciclarse a la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en forma gaseosa o en forma de mezcla gas-líquido al calentar por medio de un hervidor.

La velocidad a la que un líquido fluye descendentemente dentro de la columna de destilación multifásica continua y la velocidad a la que un vapor asciende dentro de la columna de destilación pueden variarse dependiendo del tipo de la columna de destilación y del tipo del relleno en el caso de una columna de relleno. Sin embargo, la columna de destilación generalmente se hace funcionar de modo que no se produzca rebosamiento o rezumamiento.

La cantidad del carbonato de dialquilo producida en la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) depende de la cantidad de líquido de contención en la columna de destilación. Esto es, cuando la altura y el diámetro de una columna de destilación no se cambian, se prefiere una mayor capacidad de contención debido a que, cuanto mayor es la capacidad de contención, mayor es el tiempo de permanencia de la fase líquida, a saber, el tiempo durante el cual se efectúa la reacción. Sin embargo, cuando la cantidad del líquido de contención es demasiado grande, el tiempo de permanencia se hace demasiado largo, de modo que es probable que se produzcan reacciones secundarias y rebosamiento. De acuerdo con esto, en la etapa (1) del método de la presente invención, la cantidad del líquido de contención de la columna de destilación multifásica continua varía dependiendo de las condiciones de destilación y el tipo de la columna de destilación. Generalmente, sin embargo, la cantidad del líquido de contención está en el intervalo de 0,005 a 0,75 en términos de la relación en volumen del líquido de contención a la columna de destilación multifásica continua vacía.

En la etapa (1) del método de la presente invención, el tiempo de permanencia promedio de la fase líquida en la columna de destilación multifásica continua depende de las condiciones de reacción y el tipo y la estructura interna (por ejemplo, los tipos del plato y el relleno) de la columna de destilación multifásica continua, pero está generalmente en el intervalo de 0,001 a 50 horas, preferiblemente de 0,01 a 10 horas, más preferiblemente de 0,05 a 5 horas.

La temperatura de reacción de la reacción de transesterificación en la etapa (1) significa la temperatura de la fase de la columna de destilación multifásica continua en la que está presente el catalizador. La temperatura de reacción varía dependiendo de los tipos de los materiales de alimentación y la presión de reacción, pero se elige generalmente en el intervalo de -20 a 250ºC, preferiblemente de 0 a 200ºC.

La presión de reacción en la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) puede seleccionarse de presión reducida, presión atmosférica y presión superatmosférica. La presión de reacción está generalmente en el intervalo de 1 Pa a 2 x 10^{6} Pa (1,02 x 10^{-5} a 20,4 kg/cm^{2}), preferiblemente de 1 x 10^{3} Pa a 1 x 10^{6} Pa, más preferiblemente de 1 x 10^{4} Pa a 5 x 10^{5} Pa, en términos de presión absoluta.

En la etapa (1), también es posible suministrar una parte de la mezcla de alto punto de ebullición extraída en forma líquida de la porción inferior de la columna de destilación multifásica a la columna de destilación multifásica, de modo que una parte del carbonato cíclico sin reaccionar y/o una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar pueden reciclarse a la columna de destilación multifásica. Cuando una parte de la mezcla de alto punto de ebullición extraída en forma líquida de la porción inferior de la columna de destilación multifásica se recicla a la columna de destilación multifásica, no existe limitación particular con respecto a la posición de una compuerta de introducción en la columna de destilación multifásica, a través de la cual la parte de la mezcla de alto punto de ebullición extraída se suministra a la columna de destilación multifásica. Sin embargo, se prefiere que esta compuerta de introducción esté situada en una porción superior de la columna de destilación multifásica.

Con respecto a la etapa (2), la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1), como tal, puede alimentarse a un reactor de eterificación continuo. Alternativamente, usando un aparato de separación, de la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) puede separarse un solo componente específico o puede obtenerse una pluralidad de componentes individualmente o mezclados, y el componente que contiene un diol y un carbonato cíclico sin reaccionar se alimenta a continuación a un reactor de eterificación continuo. Como el aparato de separación para efectuar la separación de los componentes en la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) pueden usarse diversos aparatos de separación, tales como un aparato de separación de tipo destilación, un aparato de separación de tipo destilación azeotrópica, un aparato de separación de tipo destilación extractiva, un aparato de separación de tipo extracción líquido-líquido, un aparato de separación de tipo cristalización, un aparato de separación de tipo adsorción y un aparato de separación de tipo membrana. Puede usarse una combinación de una pluralidad de aparatos de separación diferentes o idénticos. Entre estos aparatos de separación, se prefiere especialmente un aparato de separación de tipo destilación.

Cuando la mezcla de alto punto de ebullición (que contiene el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar) extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete a separación por medio de un aparato de separación de tipo destilación, la mezcla de alto punto de ebullición puede separarse en diversos componentes, tales como el carbonato cíclico sin reaccionar y el diol producido, en donde algunos de los componentes se obtienen en la forma de una o más fracciones de la cima de la columna que contienen un solo componente o una mezcla de una pluralidad de componentes y algunos de los componentes se obtienen en la forma de un líquido del fondo de la columna. Puede obtenerse ocasionalmente una mezcla azeotrópica como la fracción de la cima de la columna mencionada anteriormente, dependiendo de los tipos de compuestos de alimentación. Después de que los componentes de la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se separen por medio de un aparato de separación de tipo destilación, una o más fracciones que contienen el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar, y/o un líquido del fondo de la columna que contiene el diol producido y el carbonato cíclico sin reaccionar, se alimentan a continuación a un reactor de eterificación continuo. Como el aparato de separación de tipo destilación, puede usarse una sola columna de destilación multifásica continua o una pluralidad de columnas de destilación multifásicas continuas, en donde cada columna de destilación multifásica continua puede ser del mismo tipo que el usado en la etapa (1).

Cuando se usa un catalizador de transesterificación soluble en el sistema de reacción líquido bajo las condiciones de reacción, se obtiene una fracción que contiene el catalizador de transesterificación y/o un líquido del fondo de la columna que contiene el catalizador de transesterificación. Una parte o la totalidad de la fracción que contiene el catalizador de transesterificación y/o el líquido del fondo de la columna que contiene el catalizador de transesterificación puede reciclarse a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1).

Específicamente, como ejemplos preferidos de maneras en las que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete en primer lugar a separación por medio de un aparato de separación de tipo destilación y a continuación se efectúa la etapa (2) al usar un reactor de eterificación continuo, pueden mencionarse los dos modos siguientes.

1. Un modo en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en donde la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo en la etapa (2), en una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en donde una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en la mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene el diol (D) y el carbonato cíclico (A) sin reaccionar de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través de una o más compuertas de extracción laterales proporcionadas en una pared lateral de la columna en una o más de sus posiciones correspondientes a una o más fases seleccionadas del grupo que consiste en fases intermedias y la fase más baja de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,

en donde la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída a través de la compuerta de extracción lateral de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición al reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2).

Como la columna de destilación de la mezcla de bajo punto de ebullición, puede usarse una columna de destilación multifásica continua, y la columna de destilación multifásica continua puede ser del mismo tipo que el usado en la etapa (1).

2. Un modo en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en donde la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo en la etapa (2), en una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en donde una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenido en la mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene el diol (D) y el carbonato cíclico (A)

\hbox{sin reaccionar de la porción  inferior de la columna
de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,}

en donde la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de

\hbox{ebullición al reactor de
eterificación  continuo usado en la etapa (2).}

En la etapa (2) del método de la presente invención, la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se alimenta continuamente a un reactor de eterificación continuo, para efectuar de ese modo una reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico (A) sin reaccionar y una parte del diol (D) producido y producir un éter de cadena representado por la siguiente fórmula (E):

(E)HO(R^{1}O)_{p}H

y dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente la mezcla de reacción de eterificación resultante que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido del reactor de eterificación continuo. Cuando la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se alimenta en primer lugar a un aparato de separación antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo, una fracción que contiene carbonato cíclico sin reaccionar y el diol producido, fracción que se obtiene en el aparato de separación, se alimenta al reactor de eterificación continuo.

Con respecto al reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2), no hay una limitación particular con tal de que sea un aparato de reacción que pueda usarse para realizar una reacción de eterificación continua entre un carbonato cíclico y un diol. Ejemplos de reactores utilizables como el reactor de eterificación continuo incluyen un reactor tubular; un reactor de recipiente; un reactor de columna, tal como un reactor de columna de destilación o un reactor de burbujeo; y un reactor de lecho fluidizado. Se prefiere usar un reactor tubular, un reactor de recipiente o un reactor de columna de destilación.

Cuando se usa un reactor de columna de destilación como el reactor de eterificación continuo, el reactor de columna de destilación puede ser una columna de destilación multifásica continua que es del mismo tipo que el usado en la etapa (1). Cuando la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete a separación por medio de un aparato de separación de tipo destilación (columna de destilación), se prefiere que se haga que el aparato de separación de tipo destilación sirva también como un reactor de eterificación continuo de tipo columna de destilación.

En la etapa (2), puede usarse un catalizador de eterificación. Con respecto al catalizador de eterificación usado en la etapa (2), no existe una limitación particular, con tal de que sea uno que pueda usarse para producir un éter mediante una reacción entre un carbonato cíclico y un diol. Ejemplos de catalizadores de eterificación incluyen los mismos compuestos que los ejemplos mencionados anteriormente de

\hbox{catalizadores
de transesterificación  usados en la etapa (1).}

Cuando el catalizador de transesterificación usado en la etapa (1) es soluble en el sistema de reacción líquido bajo condiciones de reacción y también puede servir como un catalizador de eterificación, existen ventajas:

que, cuando la mezcla de alto punto de ebullición que se ha extraído de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se alimenta directamente al reactor de eterificación continuo sin someterse a separación en un aparato de separación, el catalizador de transesterificación usado en la etapa (1), como tal, puede usarse como un catalizador de eterificación en la etapa (2); y

que, cuando la mezcla de alto punto de ebullición que se ha extraído de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete en primer lugar a separación en un aparato de separación de tipo columna de destilación antes de su alimentación al reactor de eterificación continuo, una parte o la totalidad de una fracción que contiene el catalizador de transesterificación usado en la etapa (1) y/o una parte o la totalidad de un líquido del fondo de la columna que contiene el catalizador de transesterificación usado en la etapa (1) (fracción y/o líquido del fondo de la columna que se obtiene mediante separación), como tal, puede usarse como un catalizador de eterificación en la etapa (2).

La cantidad del catalizador de eterificación usada en la presente invención puede variarse dependiendo del tipo del catalizador de eterificación. Sin embargo, cuando el catalizador de eterificación se alimenta continuamente al reactor de eterificación continuo, la cantidad del catalizador de eterificación es generalmente de 0,0001 a 50% en peso, basado en el peso del carbonato cíclico alimentado al reactor de eterificación continuo. Cuando se usa un catalizador sólido de una manera tal que el catalizador sólido esté dispuesto en el reactor de eterificación continuo, se prefiere que la cantidad del catalizador sólido sea de 10 a 75% en volumen, basado en el volumen interno del reactor de eterificación continuo.

Las condiciones de reacción para la reacción de eterificación en el reactor de eterificación continuo pueden variarse dependiendo de la presencia o ausencia de un catalizador de eterificación. Cuando se usa un catalizador de eterificación, las condiciones de la reacción de eterificación pueden variarse dependiendo del tipo y la cantidad del catalizador de eterificación. Sin embargo, en general, la temperatura de reacción es de 50 a 350ºC, preferiblemente de 80 a 300ºC, más preferiblemente de 100 a 250ºC. El tiempo de reacción puede variarse dependiendo de la presencia o ausencia de un catalizador de eterificación. Cuando se usa un catalizador de eterificación, el tiempo de reacción puede variarse dependiendo del tipo y la cantidad del catalizador de eterificación y la temperatura de reacción. Sin embargo, en general, el tiempo de reacción es de 0,001 a 50 horas, preferiblemente de 0,01 a 10 horas, más preferiblemente de 0,02 a 5 horas, en términos del tiempo de permanencia promedio. La presión de reacción puede variarse dependiendo de la temperatura de reacción. Sin embargo, en general, la presión de reacción es de 1 x 10^{3} a 2 x 10^{7} Pa, preferiblemente de 1 x 10^{4} a 1 x 10^{7} Pa, en términos de presión absoluta.

La conversión del carbonato cíclico en la reacción de eterificación en la etapa (2) del método de la presente invención es generalmente de 90 a 100%, preferiblemente de 95 a 100%, más preferiblemente de 98 a 100%. Se requiere que la mezcla de reacción de eterificación obtenida en la etapa (2) tenga un contenido de carbonato cíclico de 2 a 10^{-2} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico (A) al diol (D). El contenido de carbonato cíclico de la mezcla de reacción de eterificación obtenido en la etapa (2) es preferiblemente de 0 a 6 x 10^{-4}, más preferiblemente de 0 a 10^{-5} en términos de la relación en peso del carbonato cíclico (A) al diol (D).

En la etapa (2), la mezcla de reacción de eterificación obtenida que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido se extrae continuamente del reactor de eterificación continuo. Sometiendo la mezcla de reacción de eterificación a destilación, puede obtenerse una fracción de diol de alta pureza de la mezcla de reacción de eterificación. Además, cuando la mezcla de reacción de eterificación contiene componentes sin reaccionar, incluyendo el carbonato cíclico sin reaccionar y/o el alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, la mezcla de reacción de eterificación puede someterse a destilación para separar estos componentes sin reaccionar de la mezcla de reacción de eterificación, y estos componentes separados se reciclan a continuación a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1).

Cuando dióxido de carbono producido en la etapa (2) entra en el sistema de reacción en la etapa (1), la reacción de transesterificación en la etapa (1) se ve adversamente afectada, de modo que la velocidad de reacción se hace baja. Por lo tanto, cuando la mezcla de reacción de eterificación extraída del reactor de eterificación continuo contiene dióxido de carbono, se prefiere que el dióxido de carbono se separe de la mezcla de reacción de eterificación por medio de un aparato de separación de dióxido de carbono. Como un aparato de separación de dióxido de carbono, puede emplearse un aparato de separación que utiliza cualquier principio de separación, tal como separación por destilación, separación por extracción o separación por reacción.

Cuando el reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2) es uno seleccionado del grupo que consiste en un reactor tubular y un reactor de recipiente, la mezcla de reacción de eterificación obtenida que contiene el resto del diol producido en la etapa (1), el éter de cadena producido y el dióxido de carbono producido puede introducirse en un aparato de separación de dióxido de carbono, y la mezcla de reacción de eterificación libre de dióxido de carbono resultante y el dióxido de carbono retirado pueden extraerse individualmente del aparato de separación de dióxido de carbono. La mezcla de reacción de eterificación libre de dióxido de carbono obtenida puede someterse a destilación por medio de una columna de purificación de diol para obtener de ese modo un diol purificado. Como la columna de purificación de diol, puede usarse una columna de destilación multifásica continua, y la columna de destilación multifásica continua puede ser del mismo tipo que el usado en la etapa (1).

Cuando el reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2) es una columna de eterificación continua comprendida por una columna de destilación (tal como una columna de destilación multifásica continua), una mezcla de alto punto de ebullición que comprende la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol producido en la etapa (1) y el éter de cadena producido puede extraerse de una porción inferior de la columna de eterificación continua, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene el dióxido de carbono producido de una porción inferior de la columna de eterificación continua. Al someter esta mezcla de alto punto de ebullición a destilación por medio de una columna de purificación de diol, puede obtenerse un diol purificado.

Además, cuando la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, en donde el reactor de eterificación continuo es una columna de eterificación continua comprendida por una columna de destilación multifásica continua, una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar y que contiene el dióxido de carbono producido puede extraerse continuamente de una porción superior de la columna de eterificación continua y reciclarse a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1), mientras que se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que comprende la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol producido en la etapa (1) y el éter de cadena producido de una porción inferior de la columna de eterificación continua. Al someter esta mezcla de alto punto de ebullición a destilación por medio de una columna de purificación de diol, puede obtenerse un diol purificado. Se prefiere que la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de eterificación continua se alimente, antes de reciclarse a la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1), a un aparato de separación de dióxido de carbono para separar de ese modo el dióxido de carbono de la misma.

Según se menciona anteriormente, cuando la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica en la etapa (1) se somete a separación por medio de un aparato de separación de tipo destilación (columna de destilación), se prefiere que se haga que el aparato de separación de tipo destilación sirva también como un reactor de eterificación. En este caso, se prefiere que el aparato de separación de tipo destilación (que se hace que sirva también como un reactor de eterificación continuo) sea una columna de destilación multifásica continua. De acuerdo con esto, como una realización preferida del método de la presente invención, puede mencionarse un modo en el que la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que la mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente en una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua que tiene una porción inferior de la misma adaptada para servir como un reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2), y en donde la reacción de eterificación continua entre el carbonato cíclico (A) sin reaccionar y el diol (D) se efectúa en la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición para producir el éter de cadena (E) y el dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene el dióxido de carbono y que contiene la parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en la mezcla de alto punto de ebullición de una porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que comprende la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido de la porción inferior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación,

en donde la mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación se recicla continuamente a la columna de destilación multifásica usada en la etapa (1).

En esta realización preferida, con respecto a la posición de la compuerta de alimentación para alimentar la mezcla de alto punto de ebullición (que contiene el carbonato cíclico sin reaccionar) extraída de la porción inferior de la columna de destilación multifásica continua usada en la etapa (1) a la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación, no existe una limitación particular. Sin embargo, desde el punto de vista de la facilidad en la separación de la parte del alcohol monohidroxilado alifático (que es un producto de bajo punto de ebullición contenido en la mezcla de alto punto de ebullición) de la mezcla de alto punto de ebullición, se prefiere que la mezcla de alto punto de ebullición se alimente a la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación en una posición por encima de una compuerta de extracción proporcionada en una pared lateral de la columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación para extraer la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol producido en la etapa (1) y el éter de cadena producido.

En el método de la presente invención, no es necesario usar un disolvente. Sin embargo, para los propósitos de, por ejemplo, (1) facilitar el funcionamiento de la reacción y (2) separar un carbonato de dialquilo y un diol eficazmente al realizar destilación azeotrópica o destilación extractiva, puede usarse un disolvente inerte apropiado como disolvente de reacción. Ejemplos de disolventes inertes incluyen un éter, un hidrocarburo alifático, un hidrocarburo aromático, un hidrocarburo alifático halogenado y un hidrocarburo aromático halogenado.

Un gas inerte, tal como nitrógeno, helio, argón o similares, puede estar presente en el sistema de reacción. Además, con el propósito de promover la separación por destilación de un producto de reacción de bajo punto de ebullición generado, el gas inerte mencionado anteriormente o una forma gaseosa de un compuesto orgánico inerte de bajo punto de ebullición puede introducirse en el sistema de reacción desde una porción inferior de una columna de destilación multifásica continua.

Mejor modo para llevar a cabo la invención

La presente invención se describirá con más detalle con referencia a los siguientes Ejemplos y Ejemplos Comparativos, que no debe considerarse que limiten el alcance de la presente invención.

En los siguientes Ejemplos y Ejemplos Comparativos, se determina el rendimiento (%) de etilenglicol, basándose en la cantidad del carbonato de etileno cargado; se determina el rendimiento (%) de carbonato de dimetilo, basándose en la cantidad del carbonato de etileno cargado; se determina la selectividad (%) con respecto al carbonato de dimetilo, basándose en la cantidad del carbonato de etileno consumido en la reacción de transesterificación en la etapa (1). Las posiciones de las fases respectivas de una columna de destilación están representadas por los números ordinales para las fases respectivas según se cuenta desde la fase de la cima de la columna de destilación.

En los siguientes Ejemplos y Ejemplos Comparativos, los significados de las siguientes abreviaturas son como se muestran posteriormente:

EC:: carbonato de etileno,

MeOH:: metanol,

DMC:: carbonato de dimetilo,

EG:: etilenglicol, y

DEG:: dietilenglicol.

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Ejemplo 1

Usando un sistema de producción como el mostrado en la Fig. 1, se produjeron continuamente carbonato de metilo (DMC) y etilenglicol (EG) a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH).

La columna 1 de destilación multifásica continua estaba comprendida por una columna de destilación Oldershaw de 60 fases que tenía un diámetro interno de 5 cm. Se alimentó continuamente EC en forma líquida a la columna 1 de destilación en su primera fase a través del conducto 2 y el precalentador 3 a un caudal de 231 g/h y una solución al 18% en peso de hidróxido potásico (como catalizador) en etilenglicol también se alimentó continuamente en forma líquida a la columna 1 de destilación en su primera fase a través del conducto 2' a un caudal de 1,1 g/h, mientras se alimentaba continuamente una mezcla de MeOH y DMC (relación en peso de MeOH/DMC = 95/5) en forma líquida a la columna 1 de destilación en su fase 30ª a través del conducto 5 y el precalentador 6 a un caudal de 783,2 g/h, para efectuar de ese modo una reacción de transesterificación. La columna 1 de destilación multifásica continua se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de reacción y la temperatura de reacción, cada una según se medía en la cima 4 de la misma, eran presión atmosférica y 63,8ºC, respectivamente.

Una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa destilada desde la cima 4 de la columna 1 de destilación se condensó mediante el condensador 7. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 4 de la columna 1 de destilación a través del conducto 8 (relación de reflujo: 0,5), mientras se extraía el resto del condensado del sistema de producción a través del conducto 9 a un caudal de 851,3 g/h (posteriormente, en la presente memoria, el condensado extraído se denomina simplemente "condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1"), en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,7% en peso y 32,3% en peso, respectivamente. Por otra parte, se extrajo un líquido del fondo 10 de columna de la columna 1 de destilación a través del conducto 11 (posteriormente, en la presente memoria, el líquido se denomina simplemente "líquido de fondo de la columna 1") y una parte del líquido de fondo de la columna 1 se precalentó mediante el hervidor 12 para proporcionar la energía requerida para la destilación y se devolvió al fondo 10 de columna de la columna 1 de destilación a través del conducto 13, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 1 se extrajo como una mezcla de alto punto de ebullición en forma líquida a través del conducto 14 a un caudal de 234,2 g/h. La mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 69,8% en peso, 29,9% en peso, 0,19% en peso, 0,04% en peso y 0,085% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la reacción de transesterificación en la etapa (1) era 99,8%.

La mezcla de alto punto de ebullición extraída a través del conducto 14 se alimentó al reactor 15 de eterificación precalentado hasta 170ºC, que estaba comprendido por una columna que tenía un diámetro interno de 15 mm y una longitud de 30 cm y que tenía cargados en la misma rellenos de Dixon (3 mm\phi), efectuando de ese modo una reacción de eterificación en el reactor 15, para obtener de ese modo una mezcla de reacción de eterificación. La mezcla de reacción de eterificación obtenida contenía EG, MeOH, dietilenglicol (DEG), DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) y dióxido de carbono en concentraciones de 69,6% en peso, 29,9% en peso, 0,23% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso y 0,094% en peso, respectivamente. No se detectó EC en la mezcla de reacción de eterificación (límite inferior detectable de una concentración de EC en la mezcla de reacción de eterificación: 1 ppm). Por lo tanto, la relación en peso de EC/EG era menor que 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era superior a 99,9%. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 16 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 40 cm por debajo de la cima de la columna 17 a través del conducto 16 a un caudal de 234,2 g/h, en donde la columna 17 estaba comprendida por una columna de destilación de tipo columna de relleno que tenía un diámetro interno de 2,5 cm y una altura del relleno de 120 cm y que tenía cargados en la misma rellenos de Dixon (3 mm\phi).

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 18 de la columna de la misma era 1300 Pa (10 torr) y la temperatura del fondo 26 de la columna de la misma era 102ºC. Una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa destilada desde la cima 18 de columna de la columna 17 se condensó mediante el condensador 19. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 18 de columna de la columna 17 a través del conducto 20 (relación de reflujo: 1), mientras se alimentaba el resto del condensado a una porción superior de la columna 22 de separación de dióxido de carbono a través del conducto 21. Desde el conducto 23 proporcionado en el fondo de la columna 22 de separación de dióxido de carbono se introdujo nitrógeno gaseoso en el condensado, burbujeando de ese modo el condensado con el nitrógeno gaseoso. El nitrógeno gaseoso que arrastraba dióxido de carbono se descargó del conducto 24 proporcionado en la cima de la columna 22. El líquido libre de dióxido de carbono resultante obtenido en la columna 22 se extrajo del conducto 25 proporcionado en una porción inferior de la columna y se recicló a la columna 1 de destilación multifásica continua en su fase 30ª a un caudal de 70,2 g/h. Por otra parte, un líquido se extrajo del fondo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través del conducto 27 (posteriormente, en la presente memoria, el líquido se denomina simplemente "líquido de fondo de la columna 17"). El líquido de fondo de la columna 17 contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 67,6% en peso, 17,3% en peso y 15,0% en peso, respectivamente. 2,66 g del líquido de fondo de la columna 17 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 30, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se calentaba mediante el hervidor 28 (evaporador de película de caída vertical) y volvía al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 90 cm por debajo de la cima de la columna 17, una mezcla destilada en forma gaseosa se extrajo a través del conducto 31 a un caudal de 162,2 g/h y se condensó mediante el condensador 32, para obtener de ese modo un condensado lateral a través del conducto 33. En el condensado lateral obtenido, no se detectó ningún compuesto distinto a EG.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,8%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y se obtuvo EG de alta pureza con un rendimiento de 99,6%.

Ejemplo Comparativo 1

Se produjeron continuamente carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 1, excepto que una mezcla de alto punto de ebullición extraída del fondo 10 de columna de la columna 1 de destilación multifásica continua a través del conducto 14 no se alimentaba al reactor 15 de eterificación, sino que se conducía directamente al conducto 16 a través de una tubería auxiliar (no mostrada) que conecta el conducto 14 al conducto 16, alimentando de ese modo directamente la mezcla de alto punto de ebullición extraída de la columna 1 a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 40 cm por debajo de la cima de la columna 17, es decir, no se usó el reactor 15 de eterificación. En el gas descargado del conducto 24 proporcionado en la cima de la columna 22 de separación de dióxido de carbono, no se detectó dióxido de carbono.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 851,0 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,8% en peso y 32,2% en peso, respectivamente. Un condensado lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se obtuvo a través del conducto 33 con un caudal de 162,2 g/h. El condensado lateral obtenido estaba comprendido por EG que contenía EC en una concentración de 0,27% en peso. Un líquido de fondo de la columna 17 se extrajo a través del conducto 27. El líquido de fondo de la columna 17 contenía EG y KOH en concentraciones de 8,18% en peso y 18,2% en peso, respectivamente. 2,2 g del líquido de fondo de la columna 17 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 30, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se calentaba mediante el hervidor 28 y volvía al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,8%, la selectividad con respecto a DMC era 99% y el rendimiento de EG era 99,8%, que son aproximadamente los mismos resultados que en el Ejemplo 1; sin embargo, no podía obtenerse el EC contenido en EG obtenido y de ahí el EG de alta pureza.

Ejemplo Comparativo 2

Usando un sistema de producción como el mostrado en la Fig. 2, carbonato de metilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH). Esto es, se realizó sustancialmente el mismo procedimiento que en el Ejemplo 1, excepto que una mezcla de alto punto de ebullición (que contenía EC sin reaccionar que permanecía en la misma) obtenida de la columna 1 de destilación multifásica continua se administró al reactor 72 de hidrólisis (en lugar del reactor 15 de eterificación usado en el Ejemplo 1) y que el agua en exceso no consumida en la hidrólisis se separó al usar la columna 60 de separación de agua.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 851,2 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,7% en peso y 32,3% en peso, respectivamente.

Una mezcla de alto punto de ebullición extraída del fondo 10 de columna de la columna 1 a través de los conductos 11 y 14 contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 69,8% en peso, 29,9% en peso, 0,19% en peso, 0,04% en peso y 0,085% en peso, respectivamente. La mezcla de alto punto de ebullición se introdujo en el reactor 72 de hidrólisis precalentado hasta 180ºC, junto con agua suministrada procedente de los conductos 70 y 71 a un caudal de 0,9 g/h, en donde el reactor 72 estaba comprendido por una columna que tenía un diámetro interno de 15 mm y una longitud de 30 cm y que tenía cargados en la misma rellenos de Dixon (3 mm\phi). EC contenido en la mezcla de alto punto de ebullición se hidrolizó en el reactor 72 de hidrólisis para formar EG y dióxido de carbono. La mezcla de reacción de hidrólisis resultante contenía EG, MeOH, agua, DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) y dióxido de carbono en concentraciones de 69,6% en peso, 29,8% en peso, 0,34% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso y 0,094% en peso, respectivamente. No se detectó EC en la mezcla de reacción de hidrólisis. La mezcla de reacción de hidrólisis se alimentó a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 40 cm por debajo de la cima de la columna 17 a través del conducto 16 a un caudal de 235,14 g/h, en donde la columna 17 era la misma que la usada en el Ejemplo 1.

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 18 de columna de la misma y la temperatura del fondo 26 de columna de la misma eran sustancialmente iguales que en el Ejemplo 1. Una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa destilada desde la cima 18 de columna de la columna 17 se condensó mediante el condensador 19. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 18 de columna de la columna 17 a través del conducto 20, mientras se alimentaba el resto del condensado a la columna 60 de separación de agua en una posición 50 cm por debajo de la cima de la columna 60 a través del conducto 51, en donde la columna 60 estaba comprendida por una columna de destilación de tipo columna de relleno que tenía un diámetro interno de 2,5 cm y una altura de relleno de 100 cm y que tenía cargados en la misma rellenos de Dixon (3 mm\phi). La columna 60 de separación de agua se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 61 de columna de la misma era presión atmosférica y la temperatura del fondo 65 de columna de la misma era 102ºC. Una mezcla gaseosa destilada de la cima 61 de columna de la columna 60 se condensó mediante el condensador 62. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 61 de columna de la columna 60 a través del conducto 63, mientras se alimentaba el resto del condensado a una porción superior de la columna 22 de separación de dióxido de carbono a través del conducto 64. En la columna 22 de separación de dióxido de carbono, se separaba dióxido de carbono sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 1. El líquido libre de dióxido de carbono resultante obtenido en la columna 22 se extrajo del conducto 25 proporcionado en la porción inferior de la columna 22 y se recicló a la columna 1 de destilación multifásica continua en su fase 30ª a un caudal de 70,2 g/h. Un líquido de fondo de la columna se extrajo a través del conducto 27. El líquido de fondo de la columna 17 contenía EG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 81,8% en peso y 18,2% en peso, respectivamente. 2,2 g del líquido de fondo de la columna 17 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 30, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 17 se calentaba mediante el hervidor 28 y volvía al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 90 cm por debajo de la cima de la columna 17, una mezcla destilada en forma gaseosa se extrajo a través del conducto 31 a un caudal de 162,8 g/h y se condensó mediante el condensador 32, para obtener de ese modo un condensado lateral a través del conducto 33. En el condensado lateral obtenido, no se detectó ningún compuesto distinto de EG.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,8%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,9%. Sin embargo, una comparación entre el Ejemplo Comparativo 2 y el Ejemplo 1 muestra que el Ejemplo Comparativo 2, en el que se necesita agua como un material de alimentación adicional y se necesita una columna de separación de agua, requiere operaciones complicadas, difiriendo del Ejemplo 1.

Ejemplo 2

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 1, excepto que las condiciones de reacción eran como sigue.

El reactor 15 de eterificación se precalentó hasta 165ºC. La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, MeOH, DEG, DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH), dióxido de carbono y EC en concentraciones de 69,6% en peso, 29,9% en peso, 0,225% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso, 0,093% en peso y 0,0006% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través del conducto 16 a un caudal de 234,24 g/h. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 8,6 x 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era 99,6%. La relación de reflujo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición era 5. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se extrajo una mezcla destilada a un caudal de 162,2 g/h, que es el mismo valor que en el Ejemplo 1, y se condensó para obtener un condensado lateral. En el condensado lateral obtenido, no se detectó otro compuesto distinto de EG.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,8%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,6%.

Ejemplo 3

La relación de reflujo de la columna 1 de destilación multifásica continua era 0,2. Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 se extrajo a un caudal de 850,0 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 68,1% en peso y 31,9% en peso, respectivamente. Una mezcla de alto punto de ebullición se extrajo de la columna 1 a un caudal de 234,7 g/h, en donde la mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 68,4% en peso, 29,5% en peso, 1,97% en peso, 0,04% en peso y 0,085% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era 98%.

El reactor 15 de eterificación se precalentó hasta 160ºC. La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, MeOH, DEG, DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH), dióxido de carbono y EC en concentraciones de 67,0% en peso, 29,5% en peso, 2,32% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso, 0,96% en peso y 0,0394% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través del conducto 16 a un caudal de 234,65 g/h. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 5,8 x 10^{-4} y la conversión de EC en la etapa (2) era 98%. La relación de reflujo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición era 5. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se extrajo una mezcla destilada a un caudal de 156,4 g/h y se condensó para obtener un condensado lateral. En el condensado lateral obtenido, no se detectó otro compuesto distinto de EG.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 98%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y se obtuvo EG de alta pureza con un rendimiento de 96,1%.

Ejemplo 4

El reactor 15 de eterificación se precalentó hasta 155ºC. La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, MeOH, DEG, DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH), dióxido de carbono y EC en concentraciones de 67,1% en peso, 29,5% en peso, 2,28% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso, 0,95% en peso y 0,079% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través del conducto 16 a un caudal de 234,66 g/h. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 1,1 x 10^{-3} y la conversión de EC en la etapa (2) era 96%. La relación de reflujo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición era 5. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se extrajo una mezcla destilada a un caudal de 156,4 g/h y se condensó para obtener un condensado lateral. En el condensado lateral obtenido, no se detectó otro compuesto distinto de
EG.

Ejemplo Comparativo 3

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 4, excepto que las condiciones de reacción eran como sigue.

El reactor 15 de eterificación se precalentó hasta 78ºC. La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, MeOH, DEG, DMC, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH), dióxido de carbono y EC en concentraciones de 68,1% en peso, 29,5% en peso, 0,47% en peso, 0,04% en peso, 0,085% en peso, 0,20% en peso y 1,58% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través del conducto 16 a un caudal de 234,66 g/h. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 2,3 x 10^{-2} y la conversión de EC en la etapa (2) era 20%.

A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, una mezcla destilada se extrajo a través del conducto 31 a un caudal de 158,9 g/h y se condensó para obtener un condensado lateral. El condensado lateral obtenido estaba comprendido por EG que contenía EC en una concentración de 0,0043% en peso.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 98%, la selectividad para DMC no era inferior a 99% y el rendimiento de EG era 97,6%, que son aproximadamente los mismos resultados que en el Ejemplo 1; sin embargo, no podía obtenerse el EC contenido en EG obtenido y de ahí el EG de alta pureza.

Ejemplo 5

Usando un sistema de producción como el mostrado en la Fig. 3, carbonato de metilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH).

Se usaron la misma columna 1 de destilación multifásica continua que se usaba en el Ejemplo 1 y la misma columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación) que se usaban en el Ejemplo 1. La columna 1 de destilación multifásica continua se hizo funcionar sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 1, excepto que la mezcla de MeOH y DMC, que se alimentaba en forma líquida a través del conducto 5 y el precalentador 6, tenía una relación en peso de MeOH/DMC de 97/3 y el caudal de la mezcla de MeOH y DMC era 735,0 g/h.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 803,1 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,9% en peso y 32,1% en peso, respectivamente. La relación de reflujo de la columna 1 era 0,4. Por otra parte, un líquido de fondo de la columna 1 se extrajo del fondo 10 de la columna a través del conducto 11, y una parte del líquido de fondo de la columna 1 se calentó mediante el hervidor 12 y se devolvió al fondo 10 de columna de la columna 1 a través del conducto 13, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 1 se extraía como una mezcla de alto punto de ebullición a través del conducto 14 a un caudal de 231,3 g/h y se alimentaba a la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 40 cm por debajo de la cima de la columna 17. La mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 70,7% en peso, 29,1% en peso, 0,099% en peso, 0,04% en peso y 0,086% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la reacción de transesterificación en la etapa (1) era 99,9%.

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se hizo funcionar sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo, excepto:

que la presión de la cima 18 de columna de la columna 17 era presión atmosférica y la presión y la temperatura del fondo 26 de columna de la columna 17 eran 102.600 Pa (770 torr) y 201ºC, respectivamente, haciendo de ese modo que el fondo 26 de columna de la misma sirviera como un reactor de eterificación, y

que la extracción del EG producido de la columna 17 se efectuó a través del conducto 17 proporcionado en el fondo 26 de la columna, pero no a través de la compuerta de extracción lateral de la columna 17.

Una mezcla de bajo punto de ebullición destilada de la cima 18 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se condensó mediante el condensador 19. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 18 de columna de la columna 17 a través de conducto 20, mientras se alimentaba el resto del condensado a una porción superior de la columna 22 de separación de dióxido de carbono a través del conducto 21, en donde la columna 22 era igual que la usada en el Ejemplo 1. El líquido libre de dióxido de carbono resultante obtenido en la columna 22 se extrajo del conducto 25 y se recicló a la columna 1 de destilación multifásica continua en su fase 30ª a un caudal de 70,2 g/h. El tiempo de permanencia en el fondo 26 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición era 1,5 horas. Un líquido de fondo de la columna 17 se extrajo a través del conducto 27. Una parte del líquido de fondo de la columna 17 se calentó mediante el hervidor 28 (intercambiador de calor de doble tubería) y se devolvió al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se extraía como una mezcla de reacción de eterificación a través del conducto 30 a un caudal de 163,9 g/h. La mezcla de reacción de eterificación obtenida contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 99,7% en peso, 0,17% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. No se detectó EC en la mezcla de reacción de eterificación. Por lo tanto, la relación en peso de EC/EG era menor que 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era mayor que 99,9%.

La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 41 de purificación de EG en una posición 95 cm por debajo de la cima de la columna 41 a través del conducto 30, en donde la columna 41 estaba comprendida por una columna de destilación de tipo columna de relleno que tenía un diámetro interno de 2,5 cm y una altura del relleno de 120 cm y que tenía cargados en la misma rellenos de Dixon (3 mm\phi).

La columna 41 de purificación de EG se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 42 de columna de la misma era 4.000 Pa (30 torr) y la temperatura del fondo 43 de columna de la misma era 122,5ºC. Una mezcla gaseosa destilada de la cima 42 de columna de la columna 41 se condensó mediante el condensador 45. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 42 de columna de la columna 41 a través del conducto 47 (relación de reflujo: 0,5), mientras se extraía el resto del condensado a través del conducto 48 como un condensado de la cima de la columna a un caudal de 162,5 g/h. En el condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41, no se detectó ningún compuesto distinto de EG.

Un líquido se retiró del fondo de la columna 41 de purificación de EG a través del conducto 49 (posteriormente, en la presente memoria, el líquido se denomina simplemente "líquido de fondo de la columna 41"). El líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, EG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 65,2% en peso, 20,3% en peso y 14,5% en peso, respectivamente. 2,8 g del líquido de fondo de la columna 41 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 52, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 41 se calentaba mediante el hervidor 50 y se devolvía al fondo 42 de columna de la columna 41 a través del conducto 51.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,9%, la selectividad con respecto a DMC no era menor que 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,8%.

Ejemplo Comparativo 4

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5, excepto:

que la presión de la cima 18 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición era 1300 Pa (10 torr) y la presión y la temperatura del fondo 26 de columna de la columna 17 eran 2.660 Pa (20 torr) y 99ºC, respectivamente, y

que, como hervidor 28, se usaba un evaporador de película descendente vertical, haciendo de ese modo que el tiempo de permanencia en el fondo 26 de columna de la columna 17 fuera 0,5 horas.

Esto es, a diferencia del caso del Ejemplo 5, en este Ejemplo Comparativo 4, no se hacía que el fondo 26 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición sirviera como un reactor de eterificación.

Un líquido de fondo de la columna 1 se extrajo del fondo 10 de columna a través del conducto 11, y una parte del líquido de fondo de la columna 1 se calentó mediante el hervidor 12 y se devolvió al fondo 10 de columna de la columna 1 a través del conducto 13, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 1 se extraía como una mezcla de alto punto de ebullición a través del conducto 14 a un caudal de 231,2 g/h. La mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 70,6% en peso, 29,1% en peso, 0,099% en peso, 0,04% en peso y 0,086% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la reacción de transesterificación en la etapa (1) era 99,9%.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 803,1 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,9% en peso y 32,1% en peso, respectivamente. En el gas descargado del conducto 24 proporcionado en la cima de la columna 22 de separación de dióxido de carbono, no se detectaba dióxido de carbono. Una parte del líquido de fondo de la columna 17 se calentó mediante el hervidor 28 y se devolvió al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se extrajo a través del conducto 30 a un caudal de 163,9 g/h. El líquido de fondo de la columna 17 contenía EG, EC y KOH en concentraciones de 99,7% en peso, 0,14% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. Un condensado de la cima de la columna 41 de purificación de EG se extrajo a través del conducto 48 a un caudal de 162,7 g/h. El condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41 estaba comprendido por EG que contenía EC en una concentración de 34 ppm en peso. Un líquido de fondo de la columna 41 se extrajo del fondo de la columna 41 a través del conducto 49. El líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, EC y KOH en concentraciones de 67,7% en peso, 17,3% en peso y 15,0% en peso, respectivamente. 2,7 g del líquido de fondo de la columna 41 se extrajeron cada 2 horas del sistema de producción a través del conducto 52, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se calentaba mediante el hervidor 50 y se devolvía al fondo 43 de columna de la columna 41 a través del conducto
51.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,9%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y el rendimiento de EG era 99,9%, que son aproximadamente los mismos resultados que en el Ejemplo 1; sin embargo, no podía obtenerse el EC contenido en EG obtenido y de ahí el EG de alta pureza.

Ejemplo 6

Usando un sistema de producción como el mostrado en la Fig. 4, carbonato de metilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH).

Se usaron la misma columna 1 de destilación multifásica continua que la usada en el Ejemplo 5 y la misma columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que la usada en la Ejemplo 5. La columna 1 de destilación multifásica continua se hizo funcionar sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5.

Una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa destilada de la cima 4 de columna de la columna 1 de destilación se condensó mediante el condensador 7. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 4 de columna de la columna de destilación a través del conducto 8, mientras se extraía el resto del condensado a través del conducto 9 como un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 a un caudal de 803,3 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,9% en peso y 32,1% en peso, respectivamente. Por otra parte, un líquido de fondo de la columna 1 se extrajo del fondo 10 de columna de la columna 1 a través del conducto 11, y una parte del líquido de fondo de la columna 1 se devolvió al fondo 10 de columna de la columna 1 a través del hervidor 12 y el conducto 13, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 1 se retiraba como una mezcla de alto punto de ebullición a través del conducto 14 a un caudal de 231,3 g/h y se alimentaba a una columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición en una posición 40 cm por debajo de la cima de la columna 17 a través del conducto 16. La mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 70,7% en peso, 29,1% en peso, 0,099% en peso, 0,04% en peso y 0,086% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era
99,9%.

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se hacía funcionar sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5, excepto:

que la presión de la cima 18 de columna de la columna 17 era 1.300 Pa (10 torr) y la presión y la temperatura del fondo 26 de columna de la columna 17 eran 2.660 Pa (20 torr) y 99ºC, respectivamente, y

que, como hervidor 28, se usó un evaporador de película descendente vertical, haciendo de ese modo que el tiempo de permanencia en el fondo 26 de columna de la columna 17 fuera 0,15 horas.

Esto es, a diferencia del caso del Ejemplo 5, en este Ejemplo 6, no se hacía que el fondo 26 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición sirviera como un reactor de eterificación. Una mezcla de bajo punto de ebullición destilada de la cima 18 de columna de la columna 17 de condensó mediante el condensador 19. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 18 de columna de la columna 17 a través de conducto 20, mientras se reciclaba el resto del condensado hacia la columna 1 de destilación multifásica continua en su fase 30ª a través del conducto 25 a un caudal de 67,3 g/h. Una parte del líquido de fondo de la columna 17 se calentó mediante el hervidor 28 y se devolvió al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se extrajo a través del conducto 30 a un caudal de 164,0 g/h. El líquido de fondo de la columna 17 contenía EG, EC y KOH en concentraciones de 99,7% en peso, 0,14% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. El líquido de fondo de la columna 17 extraído a través del conducto 30 se alimentó al reactor 34 de eterificación (que es el mismo que el reactor 15 de eterificación usado en el Ejemplo 1) precalentado hasta 180ºC, efectuando de ese modo una reacción de eterificación en el reactor 34, para obtener de ese modo una mezcla de reacción de eterificación. La mezcla de reacción de eterificación obtenida contenía EG, DEG, KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) y dióxido de carbono en concentraciones de 99,7% en peso, 0,17% en peso, 0,12% en peso y 0,073% en peso, respectivamente. No se detectó EC en la mezcla de reacción de eterificación. Por lo tanto, la relación en peso de EC/EG era menor que 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era superior a 99,9%. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a una porción superior de la columna 38 de separación de dióxido de carbono a través del conducto 35. A partir del conducto 36 proporcionado en el fondo de la columna 38 de separación de dióxido de carbono, se introdujo nitrógeno gaseoso en la mezcla de reacción de eterificación, burbujeando de ese modo la mezcla con el nitrógeno gaseoso. El nitrógeno gaseoso que arrastra dióxido de carbono se descargó del conducto 37 proporcionado en la cima de la columna 38. El líquido libre de dióxido de carbono resultante obtenido en la columna 38 se extrajo del conducto 39 proporcionado en una porción inferior de la columna 38 y se alimentó a la columna 41 de purificación de EG en una posición 90 cm por debajo de la cima de la columna 41, en donde la columna 41 era igual que la usada en el Ejemplo 5.

La columna 41 de purificación de EG se hizo funcionar sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5. Un condensado de la cima de la columna 41 de purificación de EG se extrajo a través del conducto 48 a un caudal de 162,4 g/h. En el condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41, no se detectó ningún compuesto distinto de EG. Un líquido de fondo de la columna 41 se extrajo del fondo de la columna 41 a través del conducto 49, en donde el líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 65,2% en peso, 20,4% en peso y 14,4% en peso, respectivamente. 2,8 g del líquido de fondo de la columna 41 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 52, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se calentaba mediante el hervidor 50 y se devolvía al fondo 43 de columna de la columna 41 a través del conducto 51.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,9%, la selectividad para DMC no era inferior a 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,8%.

Ejemplo 7

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5, excepto que se usó una solución al 18% en peso de hidróxido sódico (como catalizador) en etilenglicol en lugar de una solución al 18% en peso de hidróxido potásico (como catalizador) en etilenglicol.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 de destilación multifásica continua se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 803,1 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,9% en peso y 32,1% en peso, respectivamente (estos datos son los mismos que en el Ejemplo 5).

Una mezcla de alto punto de ebullición se extrajo de la columna 1 a un caudal de 231,3 g/h, en donde la mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y NaOH en concentraciones de 70,7% en peso, 29,1% en peso, 0,099% en peso, 0,04% en peso y 0,086% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era 99,9%.

Una mezcla de reacción de eterificación se obtuvo a través del conducto 30 como un líquido de fondo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación). La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, DEG y NaOH (incluyendo carbonato sódico e hidrogenocarbonato sódico que se derivan de NaOH) en concentraciones de 99,7% en peso, 0,17% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 41 de purificación de EG a través del conducto 30 a un caudal de 163,9 g/h. No se detectó EC en la mezcla de reacción de eterificación. Por lo tanto, la relación en peso de EC/EG era menor que 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era superior a 99,9%.

Un condensado de la cima de la columna de la columna 41 de purificación de EG se extrajo a través del conducto 48 a un caudal de 162,3 g/h. En el condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41, no se detectó otro compuesto distinto de EG. Un líquido de fondo de la columna 41 se extrajo del fondo de la columna 41 a través del conducto 49, en donde el líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, DEG y NaOH en concentraciones de 65,3% en peso, 20,2% en peso y 14,5% en peso, respectivamente. 2,8 g del líquido de fondo de la columna 41 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 52, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se calentaba mediante el hervidor 50 y se devolvía al fondo 43 de columna de la columna 41 a través del conducto 51.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,9%, la selectividad para DMC no era menor que 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,8%.

Ejemplo 8

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 5, excepto que la mezcla de MeOH y DMC, que se alimentaba a la columna 1 en forma líquida a través del conducto 5 y el precalentador 6, tenía una relación en peso de MeOH/DMC de 90/10 y el caudal de la mezcla de MeOH y DMC era 966,2 g/h.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 de destilación multifásica continua se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 1034,1 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 67,9% en peso y 32,1% en peso, respectivamente. Una mezcla de alto punto de ebullición se extrajo del fondo 10 de columna de la columna 1 a través del conducto 14 a un caudal de 229,5 g/h, en donde la mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 71,1% en peso, 28,4% en peso, 0,40% en peso, 0,04% en peso y 0,087% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era 99,6%.

Una mezcla de bajo punto de ebullición destilada de la cima 18 de columna de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación) se condensó mediante el condensador 19. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 18 de columna de la columna 17 a través del conducto 20, mientras que se alimentaba el resto del condensado a una porción superior de la columna 22 de separación de dióxido de carbono a través del conducto 21. El líquido libre de dióxido de carbono resultante obtenido en la columna 22 se extrajo del conducto 25 y se recicló a la columna 1 de destilación multifásica continua en su 30ª fase a un caudal de 65,3 g/h.

Se obtuvo una mezcla de reacción de eterificación a través del conducto 30 como un líquido de fondo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación). La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 99,2% en peso, 0,68% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 41 de purificación de EG a través del conducto 30 a un caudal de 163,8 g/h. No se detectó EC en la mezcla de reacción de eterificación. Por lo tanto, la relación en peso de EC/EG era menor que 10^{-6} y la conversión de EC en la etapa (2) era mayor que 99,9%.

Un condensado de la cima de la columna de la columna 41 de purificación de EG se extrajo a través del conducto 48 a un caudal de 161,5 g/h. En el condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41, no se detectó ningún compuesto distinto de EG. Un líquido de fondo de la columna 41 se extrajo del fondo de la columna 41 a través del conducto 49, en donde el líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 40,7% en peso, 50,2% en peso y 9,1% en peso, respectivamente. 4,4 g del líquido de fondo de la columna 41 se extrajeron cada dos horas del sistema de producción a través del conducto 52, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se calentaba mediante el hervidor 50 y se devolvía al fondo 43 de columna de la columna 41 a través del conducto
51.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 99,6%, la selectividad para DMC era 99,6% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 99,2%.

Ejemplo 9

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 8, excepto que se usó un sistema de producción como el mostrado en la Fig. 5 y las condiciones de reacción eran como sigue.

El número de las fases de la columna 1 de destilación multifásica continua era 20. Una mezcla de MeOH y DMC (relación en peso de MeOH/DMC = 90/10) se alimentó continuamente en forma líquida a una columna 1 de destilación en la 10ª fase de la misma a través del conducto 5 y el precalentador 6.

Una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa destilada de la cima 4 de columna de la columna 1 de destilación se condensó mediante el condensador 7. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 4 de columna de la columna 1 de destilación a través del conducto 8, mientras se extraía el resto del condensado a través del conducto 9 como un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 a un caudal de 1031,0 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 68,9% en peso y 31,1% en peso, respectivamente. Por otra parte, un líquido de fondo de la columna 1 se extrajo del fondo 10 de columna de la columna a través del conducto 11, y una parte del líquido de fondo de la columna 1 se calentó mediante el hervidor 12 y se devolvió al fondo 10 de columna de la columna 1 a través del conducto 13, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 1 se extraía como una mezcla de alto punto de ebullición a través del conducto 14 a un caudal de 234,3 g/h. La mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 66,3% en peso, 28,6% en peso, 4,93% en peso, 0,04% en peso y 0,085% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era 95%.

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación) se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 18 de columna de la columna 17 era presión atmosférica y la presión y la temperatura del fondo 26 de columna de la columna 17 eran, respectivamente, 102.600 Pa (770 torr) y 201ºC, y el tiempo de permanencia en el fondo 26 de columna de la columna 17 era 0,5 horas. Un líquido de fondo de la columna 17 se extrajo a través del conducto 27. Una parte del líquido de fondo de la columna 17 se calentó mediante el hervidor 28 y se devolvió al fondo 26 de columna de la columna 17 a través del conducto 29, mientras que el resto del líquido de fondo de la columna 17 se extraía como una mezcla de reacción de eterificación a través del conducto 30 a un caudal de 161,95 g/h. La mezcla de reacción de eterificación obtenida contenía EG, DEG y KOH (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) y EC en concentraciones de 91,4% en peso, 7,73% en peso, 0,12% en peso y 0,72% en peso, respectivamente. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 7,9 x 10^{-3} y la conversión de EC en la etapa (2) era 90%.

La altura del relleno de la columna 41 de purificación de EG era 200 cm. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 41 de purificación de EG en una posición 170 cm por debajo de la cima de la columna 41 a través del conducto 30. La columna 41 de purificación de EG se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 42 de columna de la misma era 1.330 Pa (10 torr) y la temperatura del fondo 43 de columna de la misma era 135,3ºC. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 41 de purificación de EG en una posición 90 cm por debajo de la cima de la columna 41, se extrajo un líquido a través del conducto 56 a un caudal de 140,0 g/h para obtener de ese modo un líquido lateral. En el líquido lateral obtenido, no se detectó otro compuesto distinto de EG. Una mezcla gaseosa destilada de la cima 42 de columna de la columna 41 se condensó mediante el condensador 45. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 42 de columna de la columna 41 a través del conducto 47 (relación de reflujo: 5), mientras se extraía el resto del condensado a través del conducto 48 como un condensado de la cima de la columna a un caudal de 8,4 g/h. El condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41 contenía EG y EC en concentraciones de 86,1% en peso y 13,9% en peso, respectivamente. Un líquido de fondo de la columna 41 de purificación de EG se extrajo del fondo 43 de la columna 41 a través del conducto 49. El líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, DEG y KHO (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 6,6% en peso, 91,9% en peso y 1,5% en peso, respectivamente. Una parte del líquido de fondo de la columna 41 se calentó mediante el hervidor 50 y se devolvió al fondo 42 de columna de la columna 41 a través del conducto 51, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se extraía del sistema de producción a través del conducto 52 a un caudal de 13,6 g/h.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 95%, la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99% y se obtenía EG de alta pureza con un rendimiento de 86%. La mezcla de EG y EC obtenida como un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 41 de purificación de EG puede usarse como un material de alimentación para la reacción de transesterificación.

Ejemplo Comparativo 5

Carbonato de dimetilo (DMC) y etilenglicol (EG) se produjeron continuamente a partir de carbonato de etileno (EC) y metanol (MeOH) sustancialmente de la misma manera que en el Ejemplo 9, excepto que las condiciones de reacción eran como sigue.

Un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 de destilación multifásica continua se extrajo a través del conducto 9 a un caudal de 1030,8 g/h, en donde el condensado de la cima de la columna procedente de la columna 1 contenía MeOH y DMC en concentraciones de 68,9% en peso y 31,3% en peso, respectivamente. Una mezcla de alto punto de ebullición se extrajo de la columna 1 a través del conducto 14 a un caudal de 234,2 g/h, en donde la mezcla de alto punto de ebullición contenía EG, MeOH, EC, DMC y KOH en concentraciones de 66,3% en peso, 28,6% en peso, 4,92% en peso, 0,04% en peso y 0,085% en peso, respectivamente. La conversión de EC en la etapa (1) era 95%.

La columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación) se hizo funcionar bajo condiciones en las que la presión de la cima 18 de columna de la columna 17 era 3.870 Pa (29 torr) y la presión y la temperatura del fondo 26 de columna de la columna 17 eran 5.190 Pa (39 torr) y 120ºC, respectivamente. Se obtuvo una mezcla de reacción de eterificación a través del conducto 30 como un líquido de fondo de la columna 17 de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición (columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación). La mezcla de reacción de eterificación contenía EG, DEG, EC y KHO (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 92,6% en peso, 1,67% en peso, 5,57% en peso y 0,12% en peso, respectivamente. La mezcla de reacción de eterificación se alimentó a la columna 41 de purificación de EG a través del conducto 30 a un caudal de 166,0 g/h. La relación en peso de EC/EG en la mezcla de reacción de eterificación era 6 x 10^{-2} y la conversión de EC en la etapa (2) era 20%.

La temperatura del fondo 43 de columna de la columna 41 de purificación de EG era 108,7ºC. A través de una compuerta de extracción lateral proporcionada en la pared lateral de la columna 41 de purificación de EG en una posición 50 cm por debajo de la cima de la columna 41, se extrajo un líquido a través del conducto 56 a un caudal de 85,9 g/h para obtener de ese modo un líquido lateral. El líquido lateral obtenido contenía EC en una concentración de 0,0042% en peso. Una mezcla gaseosa destilada de la cima 42 de columna de la columna 41 se condensó mediante el condensador 45. Una parte del condensado resultante se sometió a reflujo hasta la cima 42 de columna de la columna 41 a través del conducto 47, mientras se extraía el resto del condensado a través del conducto 48 como un condensado de la cima de la columna a un caudal de 66,4 g/h. El condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41 contenía EG y EC en concentraciones de 86,2% en peso y 13,8% en peso, respectivamente. Un líquido de fondo de la columna 41 de purificación de EG se extrajo del fondo 43 de la columna 41 a través del conducto 49. El líquido de fondo de la columna 41 contenía EG, DEG y KHO (incluyendo carbonato potásico e hidrogenocarbonato potásico que se derivan de KOH) en concentraciones de 78,1% en peso, 20,4% en peso y 1,5% en peso, respectivamente. Una parte del líquido de fondo de la columna 41 se calentó mediante el hervidor 50 y se devolvió al fondo 43 de columna de la columna 41 a través del conducto 51, mientras el resto del líquido de fondo de la columna 41 se extraía del sistema de producción a través del conducto 52 a un caudal de 13,6 g/h.

A partir de los datos anteriores, puede observarse que el rendimiento de DMC era 95% y la selectividad con respecto a DMC no era inferior a 99%, que son aproximadamente los mismos resultados que en el Ejemplo 9; sin embargo el rendimiento de EG eran tan bajo como 53% y no podía obtenerse el EC contenido en EG obtenido y de ahí el EG de alta pureza.

Puede observarse que la relación en peso de EG/EC en un condensado de la cima de la columna obtenido de la columna 41 de purificación de EG a través del conducto 48 es aproximadamente la misma que en el Ejemplo 9; sin embargo, el caudal (en el conducto 48) del condensado de la cima de la columna procedente de la columna 41 de purificación de EG en el Ejemplo Comparativo 5 es 7,9 veces mayor que en el Ejemplo 9 (66,4/8,4 = 7,9). De acuerdo con esto, en este Ejemplo Comparativo 5, cuando se pretende reciclar una mezcla de EG/EC obtenida como un condensado de la cima de la columna procedente de la columna 41 de purificación de EG hacia el sistema de reacción de transesterificación como un material de alimentación, una gran cantidad de EG necesita devolverse al sistema de reacción de transesterificación, en comparación con aquella en el caso del Ejemplo 9.

Aplicabilidad industrial

Mediante el método de la presente invención, en un procedimiento continuo para producir un carbonato de dialquilo y un diol a partir de un carbonato cíclico y un alcohol monohidroxilado alifático, puede obtenerse fácilmente un diol de alta pureza sin la necesidad de una etapa de destilación-separación complicada o la necesidad de materiales adicionales distintos a los materiales de alimentación y un catalizador en la transesterificación.

Claims

9

(B)R^{2}OH

a una columna de destilación multifásica continua, y efectuar continuamente una transesterificación entre dicho carbonato cíclico y dicho alcohol monohidroxilado alifático en presencia de un catalizador de transesterificación en dicha columna de destilación multifásica, produciendo de ese modo continuamente un carbonato de dialquilo representado por la siguiente fórmula (C):

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10

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y un diol representado por la siguiente fórmula (D):

11

mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición en forma gaseosa que contiene el carbonato de dialquilo (C) producido y el alcohol monohidroxilado alifático (B) sin reaccionar desde una porción superior de dicha columna de destilación multifásica y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición en forma líquida que contiene el diol (D) producido y el carbonato cíclico (A) sin reaccionar de una porción inferior de dicha columna de destilación multifásica, y

(2) alimentar continuamente dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de dicha columna de destilación multifásica en la etapa (1) a un reactor de eterificación continuo, para efectuar de ese modo una reacción de eterificación continua entre dicho carbonato cíclico (A) sin reaccionar y una parte de dicho diol (D) producido y producir un éter de cadena representado por la siguiente fórmula (E):

(E)HO(R^{1}O)_{p}H

y dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente la mezcla de reacción de eterificación resultante que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido de dicho reactor de eterificación continuo,

2. El método de acuerdo con la reivindicación 1, en el que la conversión de dicho carbonato cíclico en la transesterificación en la etapa (1) es 50% o más.

3. El método de acuerdo con la reivindicación 2, en el que la conversión de dicho carbonato cíclico en la transesterificación en la etapa (1) es de 95 a 99,999%.

4. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, en el que, en la etapa (2), la reacción de eterificación continua se efectúa en presencia de un catalizador de eterificación.

5. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, en el que la conversión de dicho carbonato cíclico en la reacción eterificación continua en la etapa (2) es de 90 a 100%.

6. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, en el que dicha mezcla de reacción de eterificación extraída de dicho reactor de eterificación continuo en la etapa (2) contiene dicho dióxido de carbono, y en el que dicho dióxido de carbono se retira de dicha mezcla de reacción de eterificación.

7. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en el que dicho alcohol monohidroxilado alifático usado en la etapa (1) contiene un carbonato de dialquilo concomitante en una cantidad de 0 a 40% en peso, basado en el peso total de dicho alcohol monohidroxilado alifático y dicho carbonato de dialquilo concomitante.

8. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de dicha columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación a dicho reactor de eterificación continuo en la etapa (2), a una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en el que una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene dicha parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en dicha mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene dicho diol (D) y dicho carbonato cíclico (A) sin reaccionar de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a través de una o más compuertas de extracción laterales proporcionadas en una pared lateral de dicha columna en una o más de sus posiciones correspondientes a una o más fases seleccionadas del grupo que consiste en fases intermedias y la fase más baja de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,

en el que dicha mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a dicha columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída a través de dicha compuerta de extracción lateral de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición a dicho reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2).

9. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de dicha columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente, antes de su alimentación a dicho reactor de eterificación continuo en la etapa (2), a una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua, y en el que una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene dicha parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en dicha mezcla de alto punto de ebullición se extrae continuamente de una porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición, mientras se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que contiene dicho diol (D) y dicho carbonato cíclico (A) sin reaccionar de una porción inferior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición,

en el que dicha mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición se recicla continuamente a dicha columna de destilación multifásica usada en la etapa (1), mientras se alimenta continuamente dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición hacia dicho reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2).

10. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición extraída de la porción inferior de dicha columna de destilación multifásica continua en la etapa (1) contiene una parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar, y en el que dicha mezcla de alto punto de ebullición se introduce continuamente en una columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación que está comprendida por una columna de destilación multifásica continua que tiene una porción inferior de la misma adaptada para servir como dicho reactor de eterificación continuo usado en la etapa (2), y en el que dicha reacción de eterificación continua entre dicho carbonato cíclico (A) sin reaccionar y dicho diol (D) se efectúa en dicha porción inferior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación para producir dicho éter de cadena (E) y dicho dióxido de carbono, mientras se extrae continuamente una mezcla de bajo punto de ebullición que contiene dicho dióxido de carbono y que contiene dicha parte del alcohol monohidroxilado alifático sin reaccionar que está contenida en dicha mezcla de alto punto de ebullición de una porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación y se extrae continuamente una mezcla de alto punto de ebullición que comprende la mezcla de reacción de eterificación que contiene el resto del diol (D) producido en la etapa (1) y el éter de cadena (E) producido de dicha porción inferior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación,

en el que dicha mezcla de bajo punto de ebullición extraída de la porción superior de dicha columna de separación de la mezcla de bajo punto de ebullición/eterificación se recicla continuamente a dicha columna de destilación multifásica usada en la etapa (1).

11. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 10, en el que dicho carbonato cíclico es carbonato de etileno y dicho alcohol monohidroxilado alifático se selecciona del grupo que consiste en metanol, etanol, n-propanol, iso-propanol, n-butanol, iso-butanol, sec-butanol y terc-butanol.

12. El método de acuerdo con una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11, en el que dicho carbonato cíclico es carbonato de etileno, dicho alcohol monohidroxilado alifático es metanol y dicho éter de cadena es dietilenglicol.