BRPI0612095A2 - processo para produzir óxido de propileno - Google Patents

Abstract

PROCESSO PARA PRODUZIR óXIDO DE PROPILENO A presente invenção refere-se a um processo para produzir óxido de propileno, compreendendo (1) reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presença de um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido de propileno, propeno não reagido e oxigênio; (II)separar óxido de propileno da mistura (GI) para fornecer uma mistura (GIl) compreendendo propeno e oxigênio; (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GIl) pelo menos parcialmente, por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

Description

"PROCESSO PARA PRODUZIR ÓXIDO DE PROPILENO"

Campo da Invenção

A presente invenção refere-se a um processo para produziróxido de propileno por epoxidação de propeno com peróxido de hidrogênio,na presença de um catalisador, em que uma mistura (GII), obtida no processoque compreende propeno e oxigênio, é submetida a uma reação de reduçãoem que pelo menos uma parte de dito oxigênio compreendido em (GII) éreagido com hidrogênio, na presença de um catalisador específico, ditocatalisador compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre.

Fundamentos da Invenção

A DE 101 55 470 Al descreve um método para a síntese deóxido de propileno pela epoxidação de propeno, com recuperação de propenonão reagido, em que o propeno é recuperado de pelo menos uma parte de umacorrente de gás de saída, (ii) compressão e (iii) condensação da correnteresultante, (iv) submetendo-se a corrente à permeação a gás e (v) separação.Durante a condensação, uma corrente de gás compreendendo propeno,nitrogênio e oxigênio é separada da corrente líquida e alimentada parapermeação a gás. A adição de nitrogênio é conduzida a fim de obter umacorrente resultando do retido da permeação a gás, que tem um baixo teor deoxigênio. Assim, a formação de uma mistura inflamável é evitada.

A EP 0 719 768 Al descreve um processo para recuperar umaolefma e oxigênio, que são compreendidos em uma corrente de gás de saídaobtida da reação catalítica da olefma com peróxido de hidrogênio. Nesteprocesso de separação, a corrente de gás de saída é contatada com um agentede absorção, tal como isopropanol. A fim de evitar mistura de gás inflamável,um gás inerte, como metano, tem que ser adicionado.

A EP 1 270 062 Al descreve um processo para a recuperaçãodos compostos combustíveis de uma corrente de gás compreendendo oscompostos combustíveis e oxigênio, por absorção seletiva em um solvente.Durante a absorção, a fase gás é dispersa em uma fase líquida contínua dosolvente. Como explicitamente citado, um gás inerte deve ser alimentado àzona aérea da unidade de absorção acima do nível de líquido, devido aaspectos de segurança. Esta adição do gás inerte é necessária para evitar-se aformação de uma mistura inflamável.

O WO 2004/037802 Al descreve um método paracontinuamente retornar uma olefina que não foi reagida com hidroperóxidoem uma reação de epoxidação de olefina. A olefina é contida em uma correntede gás de saída, que é produzida durante a epoxidação. O método compreende(i) comprimir e esfriar a corrente de gás de saída, (ii) separar a olefina dacorrente de gás de saída obtida em (i) por destilação e (iii) epoxidar a olefinaseparada em (ii) com hidroperóxido. Neste método, não é necessárioseparadamente adicionar um gás inerte, uma vez que, para separar os oxiranospor destilação, um gás inerte já foi adicionado para controlar a coluna dedestilação.

A US 3.312.719 descreve um processo para oxidar umhidrocarboneto alifático insaturado com um gás contendo oxigênio molecular,utilizando-se nesta oxidação um excesso de hidrocarboneto alifático inferior ereciclando-se o hidrocarboneto alifático inferior não reagido após separaçãodele os produtos de oxidação principais, pelo menos uma parte de ditohidrocarboneto alifático inferior é extraído da corrente de gás principal comum hidrocarboneto de mais elevada ebulição. Subseqüentemente, ohidrogênio inferior dissolvido no líquido de lavagem é soprado do líquido delavagem usando-se o gás contendo oxigênio molecular.

A US 6.712.942 B2 descreve um processo para elaborar umamistura compreendendo um alqueno e oxigênio, em que o oxigênio éremovido desta mistura por um método não destilativo. Da mistura resultantecompreendendo alqueno, o alqueno é separado por destilação. A US6.712.942 B2 descreve várias possibilidades de como separar oxigênio por ummétodo não-destilativo. De acordo com uma alternativa, o oxigênio équeimado usando-se um catalisador. De acordo com outra alternativa, ooxigênio é queimado sem um catalisador. Quanto a possíveis catalisadorespara queimar oxigênio, são descritos catalisadores Pd que são suportado emalumina. Também catalisadores de cromito de cobre são mencionados. Deacordo com ainda outra alternativa de um método não destilativo, reação dooxigênio com um composto químico adequado é descrita em que aoxidesidrogenação é explicitamente mencionada. Como catalisador útil para areação de oxidesidrogenação, somente um catalisador LiCLrTiO2 éespecificamente descrito, preparado de acordo com um artigo Xu e Lunsford(React. Kinet. Catai. Lett. 57 (1996) páginas 3 a 11). É explicitamente citadona US 6.712.942 B2 que, após uma primeira separação de oxigênio, a misturade gás deve ser trazida em contato com um sólido adequado, tal como cobrefinamente dividido sobre silicato de Mg, para mais separação de oxigênio.

A US 4.870.201 descreve um processo para a produção denitrilas de hidrocarbonetos por reação com oxigênio, ar ou um gásenriquecido de oxigênio em relação ao ar, e amônia na presença de umcatalisador de amoxidação. Após a desidrogenação catalítica do alcano emalqueno e subseqüente amoxidação, a mistura de reação obtida é extinta e acorrente de gás obtida é separada em uma unidade de adsorção oscilantepressurizada, tendo dois leitos de adsorção. Do primeiro leito é obtida umacorrente compreendendo não reagidos alcano, alqueno e, tipicamente, 1 a 2por cento em volume de oxigênio. Adicionalmente, uma corrente é obtida doprimeiro leito, que compreende oxigênio e opcionalmente, nitrogênio ehidrogênio. Esta corrente é alimentada a um segundo leito de adsorção a umsegundo leito de adsorção, de que uma corrente compreendendo oxigênio euma corrente enriquecida por hidrogênio são obtidas, pelo menos uma parteda corrente enriquecida com hidrogênio e da corrente compreendendoalqueno e alcano do primeiro leito é submetida a uma oxidação seletiva, a fimde remover o oxigênio remanescente. Como catalisador adequado para aoxidação seletiva, metais nobres e especialmente platina ou paládio sobrealumina são descritos. Além daquela descrição, a US 4.870.201 não contémqualquer outra informação referente a estas catalisadores. A corrente que éobtida do primeiro leito de adsorção e que é submetida à oxidação seletivatipicamente compreende de 1,2 a 1,7 por cento em volume de propeno, de61,4 a 79,2 por cento em volume de propano e de 2,9 a 3,2 por cento emvolume de oxigênio.

A US. 4.943.650 descreve um processo similar. A corrente queé submetida à oxidação seletiva tipicamente compreende cerca de 1,5 porcento em volume de propeno, de 88,8 a 90,7 por cento em volume de propanoe menos do que 1 por cento em volume de oxigênio, tal como, p. ex., 0,6 ou0,7 por cento em volume de oxigênio.

A US 4.990.632 descreve um processo para a produção deóxidos, em que um alcano gasoso é desidrogenado no correspondente alquenoe o alqueno obtido é reagido com um gás compreendendo ar em uma reaçãode fase para um oxido de alquileno. Subseqüentemente, a corrente de produtoé extinta em um líquido em que uma fase líquida compreendendo o óxido dealquileno e uma fase gás são obtidas. A fase gás é alimentada a um aparelhooscilante pressurizado para remover, entre outros, oxigênio. A corrente degás, assim obtida, é submetida a uma oxidação seletiva, em que o oxigênioremanescente é removido. Portanto, no processo da US 4.990.632 há doisestágios de processo obrigatórios, em que o oxigênio é removido. A correntecompreendendo propeno, propano e oxigênio, submetida a oxidação seletiva,tipicamente compreende menos do que 2 por cento em volume de oxigênio.

Como catalisadores adequados para a oxidação seletiva, metais nobres,especialmente platina ou paládio sobre alumina, são descritos. Além daqueladescrição, a US 4.990.632 não contém qualquer outra informação referente aestes catalisadores. A corrente obtida do aparelho oscilante pressurizadocompreendendo propeno, propano e oxigênio tipicamente contém cerca de 60por cento em volume de propeno e cerca de 30 por cento em volume depropano.

A US 5.929.258 descreve um método de manufaturar umepóxido, em que em uma etapa de desidrogenação, um gás compreendendoum alcano é desidrogenado e em que o gás obtido compreende alqueno ehidrogênio. Este gás é reagido com mais gás compreendendo oxigênio emuma reação de fase gás, de modo que o alqueno é epoxidado. Comocatalisador, um catalisador compreendendo ouro é empregado.Subseqüentemente, o epóxido é separado, em que um gás compreendendohidrogênio não reagido e oxigênio não reagido é obtido. Adicionalmente, estegás pode compreender subprodutos, alcano não reagido, alqueno não reagido.Subseqüentemente, oxigênio e hidrogênio são reagidos entre si, em que umgás é obtido que contém alcano não reagido, com referência ao catalisador, aUS 5.929.258 somente contém a insinuação de que esta catalisadorpreferivelmente contém um metal nobre do grupo VIII, tal como platina oupaládio, ou, alternativamente, partículas de ouro ultrafinas, tendo um diâmetrode 10 nm ou menos. Nos exemplos da US 5.929.258, um catalisador deplatina suportado em alumina é descrito.

O WO 2004/033598 Al descreve um processo para a remoçãode oxigênio de uma mistura de gás compreendendo oxigênio, pelo menos umaolefina, hidrogênio, monóxido de carbono e, opcionalmente, pelo menos umaalquina, em que a relação de oxigênio:hidrogênio da mistura de gás é 1 parteem volume de oxigênio a pelo menos 5 partes de volume de hidrogênio, istoé, a relação volumétrica de oxigênio para hidrogênio deve ser menor do queou igual a 0,2, isto é, a relação de hidrogênio:oxigênio é maior do que ouigual a 5. Por conseguinte, os exemplos 9 e 10 do WO 2004/033598 Aldescreve correntes de gás tendo uma relação molar de oxigênioihidrogênio de0,0034, isto é, uma relação molar de hidrogênio:oxigênio de 294, e osexemplos 11 e 12 descrevem correntes de gás tendo uma relação deoxigênio :hidrogênio de 0,0052, isto é, uma relação molar dehidrogênio:oxigênio de 192. O processo compreende contatar a mistura de gáscom o catalisador em uma zona de reação sob condições suficientes paraoxidar pelo menos uma parte do hidrogênio e pelo menos uma parte domonóxido de carbono, sem hidrogenação significativa da pelo menos umaolefina. O catalisador compreende pelo menos um metal selecionado do grupoconsistindo do IO2 e do 11° grupo da tabela periódica dos elementos, o metalou óxido do metal sendo suportado em um suporte de óxido, desde que, ondeo catalisador compreenda pelo menos um metal ou óxido de metal do grupo11-, o suporte de óxido seja um zeólito. As misturas de gás submetidas aoprocesso do WO 2004/033598 Al são tipicamente obtidas do craqueamento avapor de hidrocarbonetos, desidrogenação de estoque de alimentaçãoparafínica, conversão de metanol em olefinas e craqueamento auto-térmico dehidrocarbonetos. O processo do WO 2004/033598 Al é particularmenteadequado para as misturas de gás compreendendo de mais do que 0 até eincluindo 60% em volume de olefina. Vantajosamente, o processo do WO2004/033598 Al possibilita que o oxigênio seja removido das misturas de gáscontendo baixos níveis de oxigênio, tais como 2000 ppm ou menos deoxigênio e especialmente das misturas de gás tendo baixa concentração deoxigênio e uma elevada concentração de hidrogênio, tal como pelo menos10% em volume de hidrogênio ou, por exemplo, mais do que 40% em volumede hidrogênio. Catalisadores preferidos de acordo com os exemplos do WO2004/033598 Al contêm platina e estanho suportados em sílica, o catalisadorcompreendendo pelo menos 0,7% em peso de platina e pelo menos 1,87% empeso de estanho.

Desta maneira, a técnica anterior descreve, por um lado,processos industriais, tais como processos de desidrogenação em que misturasde gases são obtidas contendo oxigênio, hidrogênio, olefina e, opcionalmente,alcanos, em relações mútuas que são fundamentalmente diferentes dasmisturas de gases obtidas pelas reações de epoxidação, tais como epoxidaçãode propeno. Por outro lado, a técnica anterior descreve catalisadores que nãosatisfazem as exigências específicas de remoção de oxigênio das misturas degases obtidas das reações de epoxidação, tal como epoxidação de propeno.

Além disso, as técnicas de adsorção descritas na técnica anterior têm aprincipal desvantagem de que, durante a adsorção, a faixa explosiva dasmisturas de propeno/oxigênio é ultrapassada devido à crescente concentraçãode oxigênio absorvido. Conseqüentemente, a fim de evitarem-se riscos deprocessamento, os aparelhos usados para as técnicas de adsorção têm que serconstruídos altamente resistentes à pressão, assim causando atos custos que,por sua vez, tornam o processo global economicamente indesejável.

Portanto, é um objetivo da presente invenção fornecer umprocesso para produzir óxido de propileno em que uma remoção eficaz deoxigênio das misturas de gás, direta ou indiretamente obtida pela reação deepoxidação de propeno, é conseguida.

E ainda um outro objetivo da presente invenção fornecer umprocesso para produzir óxido de propileno em que integração de calor éaperfeiçoada em estágios de reação específicos.

E outro objetivo da presente invenção fornecer um catalisadorespecífico para uso em um estágio de elaboração de um processo paraproduzir óxido de propileno, em que o oxigênio do estágio de elaboração éeficazmente removido de uma mistura de gás.

E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umestágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, emque o oxigênio do estágio de elaboração é eficazmente removido de umamistura de gás compreendendo oxigênio e propeno, em que as desvantagensdo processo de absorção são evitadas.

É ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umestágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, emque o oxigênio do estágio de elaboração é eficazmente removido de umamistura de gás compreendendo oxigênio e propeno por um catalisadorespecificamente adaptado, em combinação com uma adição especificamenteadaptada de hidrogênio.

É ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umestágio de elaboração como descrito acima, que pode ser também usado paraeficazmente remover oxigênio de misturas de gás compreendendo umaolefina e oxigênio, a olefina sendo diferente do propeno, em que asdesvantagens do processo de absorção são evitadas.

E ainda outro objetivo da presente invenção melhorar osaspectos de integração do calor de um processo de epoxidação de propeno.

E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umestágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, emque metanol é usado como solvente ou parte de uma mistura de solventes, emque metanol é separado no estágio de elaboração tendo um grau de pureza quepermite reciclagem direta dentro do processo.

E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umestágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, emque propeno é usado como material de partida, em que propeno não-reagido éseparado no estágio de elaboração tendo um grau de pureza que permitereciclagem direta para dentro do processo.

E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer umprocesso para produzir óxido de propileno, em que misturas de gás, tendouma concentração de oxigênio demasiado elevada, são evitadas.

Sumário da Invenção

Portanto, a presente invenção fornece um processo paraproduzir óxido de propileno compreendendo

(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presençade um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido depropileno, propeno não-reagido e oxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio;

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII)pelo menos parcialmente, pela reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

Portanto, a presente invenção também fornece um processopara produzir óxido de propileno, compreendendo

(I) Reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presençade um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo de 8 a13% em peso de óxido de propileno, de 2 a 7% em peso de propeno nãoreagido, de 0,01 a 1% em peso de propano e de 0,02 a 0,5% em peso deoxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário,compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso depropano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no pesototal da mistura (GII);

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII)pelo menos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo de 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25%em peso de Pt suportado em alfa-alumina, o catalisador tendo ainda um teorde metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com baseno peso total da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendouma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a11 m2/g e a relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, amistura (GIII) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo;(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (III) ereintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10ppm no máximo, dentro de (I),

em que em (III) a reação de redução é realizada em umatemperatura na faixa de 260 a 3 50°C e uma pressão na faixa de 10 a 20 bar eem que em (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que arelação molar de hidrogênio para oxigênio seja na faixa de 0,3:1 a 3,5:1.

Descrição Detalhada da Invenção

De acordo com a presente invenção, é fornecido um processopara produzir óxido de propileno, compreendendo

(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presençade um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido depropileno, propeno não reagido e oxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio;

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII)pelo menos parcialmente, por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

Estágio (I)

De acordo com o estágio (I) do processo da presente invenção,propeno é reagido com peróxido de hidrogênio na presença de um catalisador.

A reação de epoxidação é preferivelmente realizada em pelomenos um solvente. Exemplos de solventes preferidos são, entre outros,

- água,

- álcoois, preferivelmente álcoois inferiores, maispreferivelmente álcoois tendo menos do que 6 átomos de carbono, porexemplo, metanol, etanol, propanóis, butanóis e pentanóis,

dióis ou polióis, preferivelmente aqueles tendo menos doque 6 átomos de carbono,éteres tais como dietil éter, tetraidrofürano, dioxano, 1,2-dietoximetano, 2-metoxietanol,

ésteres tais como acetato de metila ou butirolactona,amidas tais como dimetilformamida, dimetilacetamida, N-metilpirrolidona,

cetonas tais como acetona,nitrilas tais como acetonitrila,

e misturas de dois ou mais dos compostos supracitados.

Se a reação de epoxidação for realizada em uma mistura desolventes compreendendo água, em que a água pode ser introduzida como tale/ou via, por exemplo, uma solução de hidroperóxido aquosa, tal como umasolução de peróxido de hidrogênio aquosa, misturas preferidas compreendemmetanol e água ou etanol e água ou metanol, etanol e água, uma mistura demetanol e água sendo especialmente preferida. Mais preferivelmente, amistura de solventes essencialmente consiste de metanol e água. De acordocom outras formas de realização, as misturas de solventes compreendem pelomenos uma nitrila e água, preferivelmente acetonitrila e água, esta misturamais preferivelmente consistindo essencialmente de água e acetonitrila.

A reação de acordo com (I) pode ser conduzida em um, dois,três ou mais estágios, preferivelmente, a reação é conduzida em um, dois outrês estágios, mais preferivelmente em um ou dois estágios e, especialmentepreferível em dois estágios.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que em (I) propeno é reagido com peróxido dehidrogênio, na presença de um catalisador, para fornecer uma mistura (GI)compreendendo óxido de propileno, propeno não reagido e oxigênio,preferivelmente na presença de metanol e/ou uma mistura de metanol/águacomo solvente, em dois estágios de reação, para obter uma mistura (GI) quecompreende óxido de propileno, propeno não reagido e oxigênio,preferivelmente adicionalmente metanol e água.

No caso de acetonitrila ou uma mistura de acetonitrila/água serusada como solvente ou mistura de solventes, a presente invenção tambémrefere-se a um processo como descrito acima, em que em (I) propeno éreagido com peróxido de hidrogênio, na presença de um catalisador, parafornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido de propileno, propeno nãoreagido e oxigênio, preferivelmente na presença de acetonitrila e/ou umamistura de acetonitrila/água como solvente, em dois estágios de reação, paraobter-se uma mistura (GI) que compreende óxido de propileno, propeno nãoreagido e oxigênio, preferivelmente adicionalmente acetonitrila e água.

De acordo com ainda uma outra forma de realização preferida,o processo inventivo compreende em (I) pelo menos um, tal como um, dois,três ou mais, preferivelmente um ou dois, ainda mais preferivelmente um,estágios de separação intermediários entre dois estágios de reaçãosubseqüentes.

Portanto, o processo inventivo compreende em (I) pelo menosa seguinte seqüência de estágios (i) a (iii):

(i) reação de propeno com peróxido de hidrogênio, parafornecer uma mistura compreendendo óxido de propileno, propeno nãoreagido e, preferivelmente, adicionalmente metanol e água;

(ii) separação do propeno não reagido da mistura resultante doestágio (i),

(iii) reação do propeno que foi separado no estágio (ii) comperóxido de hidrogênio.

Portanto, o estágio (I) do processo inventivo podecompreender, além dos estágios (i) e (iii), pelo menos um outro estágio dereação e, além do estágio (ii), pelo menos um outro estágio de separação. Deacordo com uma forma de realização preferida, o estágio de processo (I)consiste destes três estágios (i), (ii) e (iii).Quanto aos estágios (i) e (iii), não há restrições específicasquanto a como a reação é realizada.

Portanto, é possível realizar um dos estágios de reação emmodo de batelada ou em modo semi-contínuo ou em modo contínuo eindependentemente deles, o outro estágio de reação em modo de batelada ouem modo semi-contínuo ou em modo contínuo.

A reação de epoxidação dos estágios (i) e (iii) épreferivelmente realizada na presença de pelo menos um catalisador dezeólito. Os zeólitos são, como é sabido, aluminossilicatos cristalinos, tendoestruturas de canal e gaiola ordenadas e contendo microporos que sãopreferivelmente menores do que cerca de 0,9 nm. A rede de tais zeólitos écomposta de tetraedros de S1O4 e AIO4, que são unidos via pontes de oxigêniocompartilhadas. Um resumo das estruturas conhecidas pode ser encontrado,por exemplo, em W. M. Meier, D. H. Olson e Ch. Baerlocher, "Atlas ofZeolite Structure Types", Elsevier, 5a. edição, Amsterdam 2001.

São também conhecidos zeólitos em que nenhum alumínioestá presente e em que parte do Si(IV) da treliça de silicato é substituída portitânio como Ti(IV). Estes zeólitos de titânio, em particular aqueles tendo umaestrutura cristalina do tipo MFI, e possíveis modos de prepará-los, sãodescritos, por exemplo, na EP 0 311 983 A2 ou EP 0 405 978 Al. comexceção de silício e titânio, tais materiais podem ainda compreenderelementos adicionais tais como alumínio, zircônio, estanho, ferro, cobalto,níquel, gálio, germânio, boro ou pequenas quantidades de flúor. Noscatalisadores de zeólito que foram preferivelmente regenerados pelo processoda invenção, parte do ou todo o titânio do zeólito pode ter sido substituído porvanádio, zircônio, cromo ou nióbio ou uma mistura de dois ou mais deles. Arelação molar de titânio e/ou vanádio, zircônio, cromo ou nióbio para a somade silício e titânio e/ou vanádio e/ou zircônio e/ou cromo e/ou nióbio égeralmente na faixa de 0,01:1 a 0,1:1.Os zeólitos de titânio, em particular aqueles tendo umaestrutura cristalina do tipo MFI, e possíveis maneiras de prepará-los, sãodescritos, por exemplo, em WO 98/55228, EP 0 311 983 A2, EP 0 405 978Al, EP 0 200 260 A2.

Sabe-se que os zeólitos de titânio, tendo uma estrutura MFI,podem ser identificados via um padrão de difração de raio-X particular etambém via uma faixa de vibração de treliça na região infravermelha (IR) acerca de 960 cm"1 e, assim, diferir dos titanatos de metal alcalino ou fases deT1O2 cristalina e amorfa.

Menção específica pode ser feita de zeólitos contendo titânio,germânio, telúrio, vanádio, cromo, nióbio, zircônio, tendo uma estrutura dezeólito pentasil, em particular os tipos a que podem ser atribuídascristalograficamente em raio-X as estruturas ABW, ACO, ΑΕΙ, AEL, AEN,AET, AFG, AFI, AFN, AFO, AFR, AFS, AFT, AFX, AFY, AHT, ANA,APC, APD, AST, ASV, ATN, ATO, ATS, ATT, ATV, AWO, AWW, BCT,ΒΕΑ, BEC, BIK, BOG, BPH, BRE, CAN, CAS, CDO, CFI, CGF, CGS,CHA, CHI, CLO, CON, CZP, DAC, DDR, DFO, DFT, DOH, DON, EAB,EDI, em Τ, EPI, ERI, ESV, ETR, EUO, FAU, FER, FRA, GIS, GIU, GME,GON, GOO, HEU, IFR, ISV, ITE, ITH, ITW, IWR, IWW, JBW, KFI, LAU,LEV, LIO, LOS, LOV, LTA, LTL, LTN, MAR, MAZ, MEI, MEL, MEP,MER, MFI, MFS, MON, MOR, MSO, MTF, MTN, MTT, MTW, MWW,NAB, NAT, NEES, NON, NPO, OBW, OFF, OSI, OSO, PAR, PAU, PHI,PON, RHO, RON, RRO, RSN, RTE, RTH, RUT, RWR, RWY, SAO, SAS,SAT, SAV, SBE, SBS, SBT, SFE, SFF, SFG, SFH, SFN SFO, SGT, SOD,SSY, STF, STI, STT, TER, THO, ΤΟΝ, TSC, UEI, UFI, UOZ, USI, UTL,VET, VFI, VNI, VSV, WEI, WEN, YUG e ZON, e também estruturas mistasde duas ou mais da estruturas supracitadas. Além disso, zeólitos contendotitânio, tendo a estrutura ITQ-4, SSZ-24, TTM-1, UTD-1, CIT-I oU CIT-5,são também concebíveis para uso no processo da invenção. Além disso, oszeólitos contendo titânio que podem ser mencionados são aqueles tendo aestrutura ZSM-48 ou ZSM-12.

Para fins da presente invenção, é dada preferência à utilizaçãode zeólitos Ti tendo uma estrutura MFI, uma estrutura MEL, uma estruturamista MFI/MEL ou uma estrutura MWW. Além disso, é dada preferênciaespecificamente aos catalisadores de zeólito contendo Ti, que são geralmentereferidos como "TS-1", "TS-2", TS-3", e também zeólitos Ti tendo umaestrutura de armação isomorfa com beta-zeólito. Preferência muito particularé dada à utilização de catalisadores de zeólito da estrutura TS-I e da estruturaTi-MWW.

Os catalisadores, especialmente preferivelmente oscatalisadores de zeólito de titânio e ainda mais preferivelmente oscatalisadores de zeólito de titânio, tendo estrutura TS1 ou MWW, podem serempregados como pó, como grânulos, como microesferas, como corposconformados tendo, por exemplo, o formato de pelotas, cilindros, rodas,estrelas, esferas e assim em diante, ou como extrusados, tais como extrusadostendo, por exemplo, um comprimento de 1 a 10, mais preferivelmente de 1 7 eainda mais preferivelmente de 1 a 5 mm, e um diâmetro de 0,1 a 5, maispreferivelmente de 0,2 a 4 e especialmente preferivelmente de 0,5 a 2 mm. Afim de aumentar a densidade de massa dos extrusados, prefere-se cortar osextrusados com uma corrente essencialmente consistindo de gás inerte.

No caso específico em que um catalisador TSl é empregadoem (I), é usado como solvente metanol ou uma mistura de metanol/água,como descrito acima.

No caso específico em que um catalisador Ti-MWW éempregado em (I), pode ser usado como solvente metanol ou mistura demetanol/água, como descrito acima. Mais preferivelmente, é usada comosolvente uma nitrila, ainda mais preferivelmente acetonitrila, opcionalmentecomo mistura com pelo menos um outro solvente adequado, tal como, p. ex.,água.

Muitíssimo preferivelmente, um catalisador TS1 ou Ti-MWWé empregado, que é produzido formando-se primeiro microesferas, porexemplo, microesferas formadas de acordo com EP 0 200 260 A2, e emseguida formando-se ditas microesferas para obterem-se corpos conformados,preferivelmente extrusados, como descrito acima.

Para cada um destes métodos de moldagem ou conformação,de acordo com os quais pó de catalisador é processado para fornecer corposconformados, tais como microesferas, extrusados, grânulos, pelotas esimilares, é possível utilizar-se pelo menos um aglutinante adicional e/ou pelomenos um agente de colagem e/ou pelo menos um agente formador de poros.Antes da utilização do catalisador na reação de epoxidação da presenteinvenção, é possível adequadamente pré-tratar o catalisador. No caso de ocatalisador ser usado como catalisador suportado, um veículo pode serpreferivelmente usado que seja inerte, isto é, que não reaja com peróxido dehidrogênio, oleflna e óxido de olefina.

As reações dos estágios (i) e (iii) são preferivelmenterealizadas em modo de suspensão ou modo de leito fixo, muitíssimopreferivelmente em modo de leito fixo.

No processo inventivo, é possível utilizarem-se os mesmos oudiferentes tipos de reatores dos estágios (i) e (iii). Assim, é possívelrealizarem-se um dos estágios de reação em um reator isotérmico ouadiabático e ou outro estágio de reação, independentemente entre eles, em umreator isotérmico ou adiabático. O termo "reator" como usado a este respeitocompreende um reator único, uma cascata de pelo menos dois reatoresconectados serialmente, pelo menos dois reatores que operados em paralelosou uma multidão de reatores, em que pelo menos dois reatores sãoserialmente acoplados e em que pelo menos dois reatores são operados emparalelo. De acordo com uma forma de realização preferida, o estágio (i) dapresente invenção é realizado em pelo menos dois reatores, que são operadosem paralelo e o estágio (iii) da presente invenção é realizado em um únicoreator.

Cada um dos reatores descritos acima, especialmente osreatores de acordo com a forma de realização preferida, pode ser operado emmodo de operação de fluxo descendente ou de fluxo ascendente.

No caso dos reatores serem operados em modo de fluxodescendente, prefere-se utilizar reatores de leito fixo, que são preferivelmentereatores tubulares, multi-tubulares ou de multi-placas, muitíssimopreferivelmente equipados com pelo menos uma camisa de esfriamento. Nestecaso, a reação de epoxidação é realizada em uma temperatura de cerca de 30 a80°C. Neste caso, a reação de epoxidação é realizada em uma temperatura de30 a 80°C e o perfil de temperatura dentro dos reatores é mantida em um nívelde modo que a temperatura do meio de esfriamento dentro das camisas deesfriamento seja de pelo menos 40°C e a temperatura máxima dentro do leitode catalisador seja de 60°C. No caso de operação de fluxo descendente dosreatores, é possível escolher as condições de reação, tais como temperatura,pressão, taxa de alimentação e quantidades relativas de materiais de partida,de modo que a reação é realizada em uma única fase, mais preferivelmenteem uma única fase líquida, ou em um sistema multifases compreendendo, porexemplo, 2 ou 3 fases. Quanto ao modo de operação de fluxo descendente, éespecialmente preferido conduzir a reação de epoxidação em uma mistura dereação de multifases, compreendendo uma fase rica em peróxido dehidrogênio aquosa líquida, contendo metanol e uma fase rica em olefinaorgânica líquida, preferivelmente uma fase rica em propeno.

No caso de os reatores serem operados em modo de fluxoascendente, prefere-se utilizar reatores de leito fixo. É ainda mais preferidoutilizar pelo menos dois reatores de leito fixo no estágio (i) e pelo menos umreator no estágio (iii). De acordo com ainda uma outra forma de realização, ospelo menos dois reatores usados no estágio (i) são serialmente conectados ouoperados em paralelo, mais preferivelmente operados em paralelo.Genericamente, é necessário equipar pelo menos um dos reatores usados noestágio (i) e/ou (III) com um meio de esfriamento, tal como uma camisa deesfriamento, a fim de remover pelo menos parcialmente o calor resultante dareação dentro do respectivo reator. Especialmente preferível, pelo menos doisreatores são empregados no estágio (i), que são conectados em paralelo epodem ser operados alternadamente. No caso de os reatores serem operadosno modo de fluxo ascendente, os dois ou mais reatores conectados emparalelo no estágio (i) são particular e preferivelmente reatores de tubo,reatores de multi-tubos ou reatores de multi-placas, mais preferivelmentereatores de multi-tubos e especial e preferivelmente reatores de camisa-e-tubo, compreendendo uma multidão de tubos, tais como de 1 a 20.000,preferivelmente de 10 a 10.000, mais preferivelmente de 100 a 8000, maispreferivelmente de 1000 a 7000 e, particular e preferivelmente de 3000 a6000 tubos. Para regenerar o catalisador usado para a reação de epoxidação, épossível que pelo menos um dos reatores conectados em paralelo seja retiradode operação durante o respectivo estágio de reação e que o catalisadorpresente neste reator seja regenerado, dom pelo menos um reator sempreestando disponível para reação do material de partida ou materiais de partidaem cada estágio, durante o curso do processo contínuo.

Como meio de esfriamento usado para esfriar os meios dereação dos reatores acima mencionados, equipados com camisas deesfriamento, não há restrições específicas. Especialmente preferidos sãoóleos, álcoois, sais líquidos ou água, tais como água de rio, água salobra e/ouágua de mar, que pode, em cada caso, por exemplo, preferivelmente serretirada de um rio e/ou lago e/ou mar próximo da planta química em que oreator da invenção e o processo da invenção são usados e, após qualquernecessária remoção adequada do material suspenso por filtragem e/ousedimentação, ser usada diretamente sem mais tratamento para esfriar osreatores. Agua de esfriamento secundária, que é preferivelmente transportadaem torno de um circuito fechado, é particularmente útil para fins deesfriamento. Esta água de esfriamento secundária é geralmenteessencialmente água deionizada ou desmineralizada, a que pelo menos umagente anti-incrustação foi preferivelmente adicionado. Mais preferivelmente,esta água de esfriamento secundária circula entre o reator da invenção e, porexemplo, uma torre de esfriamento. Preferência é igualmente dada à água deesfriamento secundária sendo, por exemplo, contra-esfriada em pelo menosum trocador de calor de contracorrente por, por exemplo, água de rio, águasalobra e/ou água do mar.

No estágio (iii), preferência particular é dada à utilização deum reator de poço, mais preferivelmente um reator de poço continuamenteoperado e, particularmente preferível, um reator de poço adiabático, operadocontinuamente. De acordo com a presente invenção, é também possívelutilizarem-se dois ou mais destes reatores, tais como dois, três ou quatrodestes reatores, que são serialmente acoplados ou acoplados em paralelo, maispreferivelmente em paralelo.

Portanto, a presente invenção também se refere a um processocomo descrito acima, em que no estágio (i) pelo menos dois reatores decamisa e tubo, cada um tendo de 1 a 20.000 tubos internos e sendocontinuamente operado em modo de fluxo ascendente, ditos reatores sendooperados em paralelo, são empregados e em que no estágio (iii) um reator depoço adiabático ou dois reatores de poço adiabáticos, sendo continuamenteoperados em modo de fluxo ascendente, são empregados. Ainda maispreferivelmente, a reação em pelo menos um destes reatores, maispreferivelmente nos pelo menos dois reatores do estágio (i) e ainda maispreferivelmente em todos os reatores usados nos estados (i) e (iii) é conduzidade modo que no respectivo reator uma única fase líquida está presente.Mesmo mais preferivelmente, em cada um dos reatores usados nos estágios (i)e (iii) o catalisador usado para a reação de epoxidação é empregado comoreator de leito fixo, em que o catalisador é um catalisador de zeólito de titânio,mais preferivelmente um catalisador TSl ou Ti-MWW e, mesmo maispreferivelmente, um catalisador TS1.

Dependendo das características específicas do catalisador queé usado como catalisador de leito fixo, pode ser necessário utilizar-se pelomenos um composto inerte adicional, a fim de manter o catalisador, porexemplo, o catalisador na forma de corpos conformados, tais como extrusadosou similares, em um estado de leito fixo. Assim, pelo menos uma camada decorpos conformados, consistindo ou essencialmente consistindo do pelomenos um composto inerte, pode ser arranjada abaixo ou acima ou abaixo eacima de uma tal formação de camada de catalisador, por exemplo, umaestrutura intercalada. Esta concepção pode também ser aplicada a reatoreshorizontalmente dispostos. Neste contexto, a expressão "composto inerte"refere-se a um composto que não participa da reação ou reações realizadasdentro reator em que o composto inerte é empregado. Quanto à presentereação de epoxidação, compostos inertes preferidos são, por exemplo,esteatita, alfa-alumina altamente calcinada, carbetos, silicidas, nitridas,óxidos, fosfatos, cerâmica, vidros não-ácidos, metais adequados tais comoaços dos tipos 1.5.41 ou 1.5.71. Quanto à geometria dos corpos conformados,não há restrições específicas, contanto que o catalisador seja mantido emestado de leito fixo. Os corpos conformados, tais como pelotas, esferas,cilindros e similares podem ser empregados. Diâmetros preferidos são de 2 a35 mm, mais preferivelmente de 3 a 30 mm e, mais preferivelmente, de 4 a 10mm.

O peróxido de hidrogênio é usado no processo de acordo coma presente invenção na forma de uma solução aquosa com um teor deperóxido de hidrogênio geralmente de 1 a 90% em peso, preferivelmente de10 a 70% em peso, mais preferivelmente de 10 a 60% em peso. Uma soluçãotendo de 20 a menos do que 50% em peso de peróxido de hidrogênio éparticularmente preferida.

De acordo com outra forma de realização da presenteinvenção, uma solução de peróxido de hidrogênio aquosa bruta pode serempregada. Como solução de peróxido de hidrogênio aquosa bruta, pode serusada uma solução, que é obtida por extração de uma mistura com águaessencialmente pura, em que os resultados da mistura de um processoconhecido como processo antraquinona (vide, p. ex., Ullmann1S Encyclopediaof Industrial Chemistry, 5a. edição, volume 3 (1989) páginas 447-457). Nesteprocesso, o peróxido de hidrogênio formado é geralmente separado porextração da solução de trabalho. Esta extração pode ser realizada com águaessencialmente pura e o peróxido de hidrogênio aquoso bruto é obtido. Deacordo com uma forma de realização da presente invenção, esta solução brutapode ser empregada sem mais purificação.

Para preparar o peróxido de hidrogênio que é preferivelmenteusado, é possível empregar-se, por exemplo, o processo antraquinona, pormeio do qual virtualmente a inteira produção mundial de peróxido dehidrogênio é produzida. Uma avaliação do processo antraquinona é dada em"Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry", 5a. edição, volume 13,páginas 447 a 456.

E igualmente concebível obter-se peróxido de hidrogênioconvertendo-se ácido sulfurico em ácido peroxodissulfürico por oxidaçãoanódica com evolução simultânea de hidrogênio no catodo. Hidrólise do ácidoperoxodissulfürico então resulta, via ácido peroxomonossulfurico, emperóxido de hidrogênio e ácido sulfurico, que assim são obtidos de volta.

Naturalmente, a preparação de peróxido de hidrogênio peloselementos é também possível.

Antes de o peróxido de hidrogênio ser usado no processo dainvenção, é possível livrar, por exemplo, uma solução de peróxido dehidrogênio comercialmente disponível de íons indesejáveis. Métodosconcebíveis são, entre outros, aqueles descritos, por exemplo, nas US5.932.187, DE 42 22 109 Al ou US 5.397.475. É igualmente possívelremover pelo menos um sal presente na solução de peróxido de hidrogênio dasolução de peróxido de hidrogênio por meio de troca de íons em uma aparelhoque contém pelo menos um leito trocador de íons não ácido, tendo uma áreade seção transversal de fluxo F e uma altura H, que são de modo que a altura

H do leito trocador de íons é menor do que ou igual a 2,5. F1/2, em particularmenos do que ou igual a 1,5. F . Para fins da presente invenção, é emprincípio possível utilizarem-se todos os leitos trocadores de íons não-ácidoscompreendendo trocadores de cátions e/ou trocadores de ânions. É tambémpossível que os trocadores de cátions e ânions sejam usados como leitosmistos dentro de um leito trocador de íons. em uma forma de realizaçãopreferida da presente invenção, somente um tipo de trocadores de íons não-ácidos é usado. Mais preferência é dada ao uso de troca de íons básicos,particularmente preferível aquela de um trocador de ânions básicos e, maisparticularmente preferível aquela de um trocador de ânions fracamentebásicos.

A reação nos reatores de acordo com o estágio (i) épreferivelmente realizada em condições de reação, de modo que a conversãode peróxido de hidrogênio seja de pelo menos 80%, mais preferivelmente depelo menos 85% e, ainda mais preferivelmente, pelo menos 90%. A pressãonos reatores é geralmente na faixa de 10 a 30 bar, mais preferivelmente de 15a 25 bar. A temperatura da água de esfriamento é na faixa de preferivelmente20 a 70°C, mais preferivelmente de 25 a 65°C e, particularmente preferível,de 30 a 60°C.

De acordo com uma forma de realização preferida dainvenção, de acordo com a qual o reator ou os reatores do estágio (i) sãoreatores de leito fixo, a mistura produto obtida deles essencialmente consistede óxido de propileno, propeno não reagido, metanol, água e peróxido dehidrogênio e opcionalmente propano.

De acordo com uma forma de realização preferida, a misturaproduto, obtida do estágio (i) tem um teor de metanol na faixa de 55 a 75%em peso, especialmente preferível de 60 a 70% em peso, com base no pesototal da mistura produto, um teor de água na faixa de 5 a 25% em peso,especialmente preferível de 10 a 20% em peso, com base no peso total damistura produto, um teor de óxido de propileno na faixa de 5 a 20% em peso,especialmente preferível de 8 a 15% em peso, com base no peso total damistura produto, e um teor de propeno na faixa de 1 a 10% em peso,especialmente preferível de 1 a 5% em peso, com base no peso total damistura produto.

De acordo com o estágio (ii), propeno não reagido é separadoda mistura resultante do estágio (i). Esta separação pode ser conduzidaessencialmente por cada método adequado, preferivelmente, esta separação érealizada por destilação, usando-se pelo menos uma coluna de destilação. Amistura de reação obtida do pelo menos um reator, preferivelmente dos pelomenos dois reatores usados no estágio (i), compreendendo propeno nãoreagido, óxido de propileno, metanol, água e peróxido de hidrogênio nãoreagido, é introduzida na coluna de destilação. A coluna de destilação épreferivelmente operada em uma pressão de topo de 1 a 10 bar, maispreferivelmente de 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 3 bar e, ainda maispreferivelmente, de 1 a 2 bar, tal como 1, 1,1, 1,2, 1,3, 1,4, 1,5, 1,6, 1,7, 1,8,1,9 ou 2 bar. De acordo com uma forma de realização especialmentepreferida, a coluna de destilação tem de 5 a 60, preferivelmente de 10 a 50 e,especialmente preferível, de 15 a 40 estágios teóricos.

De acordo com ainda uma outra forma de realização preferida,a mistura de reação obtida de (i) é alimentada à coluna de destilação de (ii) de2 a 30 estágios teóricos abaixo do topo, preferivelmente de 10 a 20 estágiosteóricos abaixo do topo da coluna.

A temperatura da mistura produto, obtida do estágio (i), épreferivelmente na faixa de 40 a 60°C, mais preferivelmente de 45 a 55°C.Antes de ser alimentado à coluna de destilação de (ii), o produto épreferivelmente aquecido em pelo menos trocador de calor a uma temperaturana faixa de 50 a 80°C, mais preferivelmente de 60 a 70°C.

De acordo com um objeto da presente invenção, oaquecimento da corrente de produto obtida do estágio (i) é realizado usando-se, pelo menos parcialmente, a corrente de produto de fundo da coluna dedestilação do estágio (ii). Assim, a integração de calor do processo deepoxidação global é melhorada. De acordo com uma forma de realizaçãopreferida, de 50 a 100%, mais preferivelmente de 80 a 100% e, especialmentepreferível de 90 a 100% da corrente de produto de fundo obtida da coluna dedestilação usada em (ii) são usados para aquecer o a corrente de produtoobtida de (i), de uma temperatura na faixa de 45 a 55°C a uma temperatura nafaixa de 65 a 70°C.

No topo da coluna de destilação de (ii), uma correnteessencialmente consistindo de óxido de propileno, metanol, oxigênio epropeno não reagido é obtida. No topo da coluna, é obtida uma mistura tendoum teor de água de não mais do que 0,5% em peso, preferivelmente de nãomais do que 0,4% em peso e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que0,3% em peso e tendo um teor de peróxido de hidrogênio de não mais do que100 ppm, preferivelmente de não mais do que 20 ppm e, ainda maispreferivelmente, de não mais do que 10 ppm, em cada caso com base no pesototal da mistura obtida no topo da coluna, preferivelmente, esta corrente temum teor de oxigênio de 0,01 a 1% em peso, mais preferivelmente de 0,03 a0,75% em peso e, ainda mais preferivelmente, de 0,05 a 0,5% em peso.

No fundo da coluna de destilação, uma correnteessencialmente consistindo de metanol, água e peróxido de hidrogênio nãoreagido é obtida. No fundo da coluna, é obtida uma mistura tendo um teor depropeno de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de não mais do que 10ppm e, ainda preferivelmente, de não mais do que 5 ppm e tendo um teor deóxido de propileno de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de não maisdo que 20 ppm e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 10 ppm, emcada caso com base no peso total da mistura obtida no fundo da coluna.

Portanto, dependendo do respectivo ponto de vista, aseparação destilativa, de acordo com o estágio (ii), pode ser descrita comoseparação de propeno não reagido ou, alternativamente, como separação deóxido de propileno.

De acordo com uma forma de realização preferida da presenteinvenção, o evaporador da coluna de destilação usado no estágio (ii) é pelomenos parcialmente operado usando-se pelo menos parcialmente umacorrente de topo (Td). preferivelmente, de 5 a 60%, mais preferivelmente de15 a 50 e, especialmente preferível, de 20 a 40% de (Td) são usados paraoperar o evaporador da coluna de destilação do estágio (ii). Esta corrente detopo (Td) é muitíssimo preferivelmente obtida no processo de epoxidaçãoinventivo em um estágio de elaboração em que metanol é separado de umamistura compreendendo água e pelo menos 55% em peso de metanol, maispreferivelmente água e pelo menos um composto tendo uma temperatura deebulição menor do que a do metanol e menor do que a da água em uma dadapressão, tal como aldeídos, tais como, por exemplo, acetaldeído e/oupropionaldeído, ou outros compostos tais como dioxolanos, e pelo menos60% em peso de metanol, em pelo menos um estágio de destilação, paraobter-se uma mistura (Ml) compreendendo pelo menos 85% em peso demetanol e até 10% em peso de água e uma mistura (M2) compreendendo pelomenos 90% em peso de água.

Preferivelmente, a mistura de que (Ml) e (M2) são obtidos, éobtida do estágio de separação (II), mais preferivelmente como corrente deproduto de fundo e pelo menos uma coluna de destilação usada no estágio (II)ou, mesmo mais preferivelmente, obtida no curso de um processo deelaboração de dita corrente de produto de fundo, dito processo de elaboraçãocompreendendo, por exemplo, pelo menos um estágio de redução, tal como,p. ex., um estágio de hidrogenação ou pelo menos um estágio de separação, p.ex., pelo menos um estágio de destilação, tal como destilação extrativa,destilação absortiva, destilação fracional ou similar, ou uma combinação depelo menos um estágio de redução adequado e pelo menos um estágio deseparação adequado.

De acordo com ainda outra forma de realização preferida, acoluna de destilação usada em (ii) é configurada como coluna de parededivisória, tendo pelo menos uma derivação lateral, preferivelmente umaderivação lateral, preferivelmente, a coluna de parede divisóriapreferivelmente tem de 20 a 60, mais preferivelmente de 30 a 50 estágiosteóricos.

A região combinada superior da parte de influxo e derivaçãoda coluna de parede divisória preferivelmente tem de 5 a 50%, maispreferivelmente de 15 a 30% do número total de estágios teóricos da coluna, aseção de enriquecimento da parte de influxo preferivelmente tem de 5 a 50%,mais preferivelmente de 15 a 30%, a seção de extração da parte de influxopreferivelmente tem de 15 a 70%, mais preferivelmente de 20 a 60%, a seçãode extração da parte de derivação preferivelmente tem de 50 a 50%, maispreferivelmente de 15 a 30%, a seção de enriquecimento da parte dederivação preferivelmente tem de 15 a 70%, mais preferivelmente de 20 a60% e a região combinada inferior da parte de influxo e derivação da colunapreferivelmente tem de 5 a 50%, mais preferivelmente de 15 a 30%, em cadacaso do número total de estágios teóricos da coluna.

E igualmente vantajoso que a entrada, via a qual a misturaproduto obtida de (i) é alimentada dentro da coluna e a derivação lateral, via aqual uma parte do metanol, preferivelmente de 0 a 50%, mais preferivelmentede 1 a 40%, ainda mais preferivelmente de 5 a 30% e, especialmentepreferível, de 10 a 25% do metanol, é retirada como caldeira intermediária e,ainda mais preferivelmente, diretamente realimentada para o estágio (i), sejadisposta em diferentes alturas na coluna em relação à posição dos estágiosteóricos. A entrada é preferivelmente localizada em uma posição que é de 1 a25, mais preferivelmente de 5 a 15 estágios teóricos acima ou abaixo daderivação lateral.

A coluna de parede divisória usada no processo da presenteinvenção é preferivelmente configurada como uma coluna guarnecida,contendo guarnecimento aleatório ou guarnecimento ordenado, ou como umacoluna de bandeja. Por exemplo, é possível utilizar-se guarnecimento de metallaminar ou de malha, tendo uma área de superfície específica de 100 a 1000m2/m3, preferivelmente de cerca de 250 a 750 m2/m3, como guarnecimentoordenado. Tal guarnecimento fornece uma alta eficiência de separação,combinada com uma baixa queda de pressão por estágio teórico.

Na configuração acima mencionada da coluna, a região dacoluna dividida pela parede divisória, que consiste da seção deenriquecimento da parte de influxo, da seção de extração da parte dederivação, da seção de extração da parte de influxo e da seção deenriquecimento da parte de derivação ou suas partes, é/são provida(s) comguarnecimento ordenado ou guarnecimento aleatório. A parede divisória podeser termicamente isolada nestas regiões.

A pressão diferencial através da coluna de parede divisóriapode ser utilizada como parâmetro regulador para a potência de aquecimento.A destilação é vantajosamente realizada em uma pressão no topo de 1 a 10bar, preferivelmente de 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 3 bar e, aindamais preferivelmente, de 1 a 2 bar, tal como 1, 1,1, 1,2, 1,3, 1,4, 1,5, 1,6, 1,7,1,8, 1,9 ou 2 bar.

A destilação é então preferivelmente realizada em umatemperatura na faixa de 65 a 100°C, mais preferivelmente de 70 a 85°C. Atemperatura de destilação é medida no fundo da torre.

No caso de tal coluna de parede dividida ser usada no topo dacoluna de destilação de (ii), é obtida uma corrente essencialmente consistindode óxido de propileno, metanol, oxigênio e propeno não reagido. No topo dacoluna, uma mistura é obtida tendo um teor de água de não mais do que 500ppm, preferivelmente de não mais do que 400 ppm e, ainda maispreferivelmente, de não mais do que 300 ppm e tendo um teor de peróxido dehidrogênio de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de não mais do queppm e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 10 ppm, em cadacaso com base no peso total da mistura obtida no topo da coluna. Além disso,a corrente de topo obtida tem um teor de propeno de 15 a 35% em peso,preferivelmente de 20 a 30% em peso e, ainda mais preferivelmente, de 20 a25% em peso, um teor de óxido de propileno de 50 a 80% em peso,preferivelmente de 55 a 75% em peso e, especialmente preferível, de 60 a70% em peso, e um teor de metanol de 5 a 20% em peso, maispreferivelmente de 7,5 a 17,5% em peso e, especialmente preferível, de 10 a15% em peso, em cada caso com base no peso total da corrente de topo.preferivelmente, esta corrente de topo tem um teor de oxigênio de 0,01 a 1%em peso, mais preferivelmente de 0,03 a 0,75% em peso e, ainda maispreferivelmente, de 0,05 a 0,5% em peso.

Na derivação lateral da coluna de destilação, uma correnteessencialmente consistindo de metanol e água é obtida. Na derivação lateralda coluna, uma mistura é obtida tendo um teor de metanol de pelo menos 95%em peso, preferivelmente pelo menos 96% em peso e, ainda maispreferivelmente, pelo menos 97% em peso e tendo um teor de água de nãomais do que 5% em peso, preferivelmente de não mais do que 3,5% em pesoe, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 2% em peso, em cada casocom base no peso total da mistura obtida na derivação lateral da coluna.

No fundo da coluna de destilação, uma correnteessencialmente consistindo de metanol, água e peróxido de hidrogênio nãoreagido é obtida. No fundo da coluna, uma mistura é obtida tendo um teor depropeno de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de não mais do que 10ppm e ainda mais preferivelmente de não mais do que 5 ppm e tendo um teorde óxido de propileno de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de nãomais do que 20 ppm e ainda mais preferivelmente de não mais do que 10ppm, em cada caso com base no peso total da mistura obtida no fundo dacoluna.

Pelo menos parte da corrente retirada do lado da coluna deparede divisória pode ser reciclada como solvente para dentro do estágio (i)do processo inventivo. preferivelmente, pelo menos 90%,maispreferivelmente pelo menos 95% da corrente retirada da derivação lateral sãoreciclados para dentro do estágio (i).

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que pelo menos 90% da corrente retirada da derivaçãolateral da coluna de destilação usados em (ii) são reciclados para dentro doestágio (i).

A corrente de produto de fundo retirada da coluna dedestilação, preferivelmente da coluna de destilação de parede divisória,essencialmente consistindo de metanol, água e peróxido de hidrogênio nãoreagido, é então alimentada ao reator do estágio (iii). preferivelmente, acorrente de produto de fundo é esfriada antes de ser introduzida dentro doreator via, por exemplo, esfriamento de um estágio ou esfriamento de doisestágios, mais preferivelmente a uma temperatura de 20 a 40°C, ainda maispreferivelmente a uma temperatura de 30 a 40°C. Ainda maispreferivelmente, propeno fresco é adicionalmente adicionado diretamentedentro do reator do estágio (iii) ou adicionado na corrente de produto defundo obtida de (ii) antes de introduzi-la dentro do reator do estágio (iii).Alternativa ou adicionalmente, peróxido de hidrogênio fresco pode seradicionado.

A seletividade desta reação no estágio (iii) com relação aoperóxido de hidrogênio é preferivelmente na faixa de 64 a 99%, maispreferivelmente, na faixa de 72 a 90% e particularmente preferivelmente nafaixa de 75 a 87%.

A seletividade do processo global dos estágios (i) a (iii), comrespeito ao peróxido de hidrogênio, é preferivelmente na faixa de 78 a 99%,mais preferivelmente na faixa de 88 a 97% e particularmente preferível nafaixa de 90 a 96%.

A conversão total de peróxido de hidrogênio é preferivelmentede pelo menos 99,5%, mais preferivelmente pelo menos 99,6%, maispreferivelmente pelo menos 99,7% e particularmente preferível pelo menos99,8%.

A mistura de reação obtida do estágio (iii) preferivelmente temum teor de metanol de 50 a 90% em peso, mais preferivelmente de 60 a 85%em peso e especialmente preferível de 70 a 80% em peso, com base no pesototal da mistura de reação. O conteúdo de água é preferivelmente na faixa de5 a 45% em peso, mais preferivelmente de 10 a 35% em peso e especialmentepreferível de 15 a 25% em peso, com base no peso total da mistura de reação.O conteúdo de óxido de propileno, preferivelmente na faixa de 1 to 5% empeso, mais preferivelmente de 1 to 4% em peso e especialmente preferível de1 to 3% em peso, com base no peso total da mistura de reação. O conteúdo depropeno é preferivelmente na faixa de 0 a 5% em peso, mais preferivelmentede 0 a 3% em peso e especialmente preferível de 0 a 1% em peso, com baseno peso total da mistura de reação.

A mistura produto tirada do reator do estágio (iii) pode seralimentada como mistura (GI) dentro do estágio (II) do processo inventivo.Adicionalmente, pelo menos uma parte da corrente retirada do topo da colunade destilação do estágio (ii) pode ser combinada com a mistura produtoretirada do reator do estágio (iii), para fornecer a mistura (GI)5 que é entãoalimentada dentro do estágio (II) do processo inventivo. Alternativamente, épossível alimentar separadamente a mistura produto retirada do reator doestágio (iii) e pelo menos uma parte da corrente de topo da coluna dedestilação do estágio (ii) para dentro do estágio (II), a última forma derealização, em que ambas as correntes são consideradas como constituindo amistura (GI), sendo preferida.

Portanto, de acordo com uma forma de realização preferida dapresente invenção, a mistura (GI), alimentada do estágio (II) do processoinventivo, compreende de 2 to 20% em peso, mais preferivelmente de 5 a15% em peso e ainda mais preferivelmente de 8 a 13% em peso de óxido depropileno, de 1 a 10% em peso, mais preferivelmente de 1,5 a 8% em peso eainda mais preferivelmente de 2 a 7% em peso de propeno, e de 0,005 a 3%em peso, mais preferivelmente de 0,01 a 2% em peso e ainda maispreferivelmente de 0,02 a 0,5% em peso de oxigênio. O conteúdo de metanolé preferivelmente na faixa de 40 a 80% em peso, mais preferivelmente de 50 a75% em peso e ainda mais preferivelmente de 60 a 70% em peso.

Estágio (II)

De acordo com o estágio (II) do processo inventivo, o óxido depropileno é separado da mistura (GI) para fornecer uma mistura (GII)compreendendo propeno e oxigênio.

A separação de acordo com (II) pode ser conduzida por cadamétodo adequado, muitíssimo preferivelmente, a separação é conduzida pordestilação.

A separação de acordo com o estágio (II) é preferivelmenterealizada em pelo menos uma coluna de destilação, mais preferivelmente emuma coluna de destilação. preferivelmente, esta coluna tem de 5 a 40, maispreferivelmente de 10 a 35 e especialmente preferível de 15 a 30 estágiosteóricos.

A coluna de destilação é preferivelmente operada em umapressão topo 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 4 bar, maispreferivelmente de 1 a 3 bar e ainda mais preferivelmente de 1 a 2 bar talcomo 1, 1,1, 1,2, 1,3, 1,4, 1,5, 1,6, 1,7, 1,8, 1,9 ou 2 bar.

De acordo com a presente invenção, a mistura (GII) é obtidano topo da coluna de destilação compreendendo pelo menos 80% em peso,mais preferivelmente pelo menos 85% em peso, mais preferivelmente de 85 a95% em peso e ainda mais preferivelmente de 85 a 90% em peso de propeno,e de 0,5 a 7% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a 3% em peso, maispreferivelmente de 0,5 a menos do que 3% em peso, mais preferivelmente de0,5 a 2% em peso e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 1,5% em peso deoxigênio.

No contexto do processo da presente invenção, é possívelintroduzir propeno dentro do estágio (i) ou estágio (iii) ou estágio (i) e (iii),como propeno de grau químico em que o propano está presente em umarelação volumétrica de propeno para propano de cerca de 97:3 a cerca de95:5. No caso de propeno de grau químico ser usado, a mistura (GII) podeadicionalmente compreender até 15% em peso, preferivelmente de 5 a 10%em peso de propano, com base no peso total da mistura (GII).

Portanto, de acordo com uma forma de realização preferida dapresente invenção, a mistura (GII), obtida de (II) e alimentada a (III),compreende pelo menos 80% em peso, mais preferivelmente pelo menos 85%em peso, mais preferivelmente de 85 a 95% em peso e ainda maispreferivelmente de 85 a 90% em peso de propeno, de 1 a 15% em peso, maispreferivelmente de 2 a 12% em peso e ainda mais preferivelmente de 5 a 10%em peso de propano, e de 0,5 a 7% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a3% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a menos do que 3% em peso, maispreferivelmente de 0,5 a 2% em peso e ainda mais preferivelmente de 0,5 a1,5% em peso de oxigênio. Portanto, o processo da presente invenção éespecialmente adequado para remover misturas de oxigênio tendo um teor depropeno de mais do que 75% em peso, particularmente muito mais do que75% em peso tal como pelo menos 80% em peso, preferivelmente de 85 a95% em peso e especialmente preferível de 85 a 90% em peso.

Ainda mais preferivelmente, a mistura (GII) é essencialmentelivre de monóxido de carbono como composto adicional submetido aoxidação. preferivelmente, (GII) contém menos do que 100 ppm, maispreferivelmente menos do que 50 ppm e ainda mais preferivelmente menos doque 10 ppm de monóxido de carbono.

O evaporador da coluna de destilação usada no estágio (b) doprocesso inventivo é pelo menos parcialmente operada com pelo menos partede (Td), (Td) sendo descrito acima.

De acordo com mais uma forma de realização da presenteinvenção, pelo menos uma corrente de alimentação alimentada dentro doestágio (II) é aquecida com a corrente de produto de fundo obtida da colunausada no estágio (II).

De acordo com mais uma forma de realização da presenteinvenção, pelo menos uma corrente de alimentação alimentada dentro doestágio (II) é aquecida com a corrente de produto de fundo obtida da colunausada no estágio (II).

De acordo com uma forma de realização da presente invenção,(GII) como obtido do estágio (II) é alimentado dentro do estágio (III). Esteprocesso é realizado preferivelmente em casos em que (GII), como obtido doestágio (II), tem um conteúdo de oxigênio na faixa de 3 a 7% em peso, maispreferivelmente na faixa de 3 to 6% em peso, e ainda mais preferivelmente nafaixa de 3 to 5% em peso.De acordo com outra forma de realização, (GII) como obtidono estágio (II) é submetido a pelo menos um estágio intermediário adequadoantes de ser alimentado dentro do estágio (III). Especialmente preferido é umestágio intermediário em que a concentração de oxigênio de (GII) éaumentada. Este processo é realizado preferivelmente em casos em que (GII),como obtido no estágio (II), tem um conteúdo de oxigênio na faixa de 0,5 amenos do que 3% em peso, mais preferivelmente na faixa de 0,5 a 2% empeso, e ainda mais preferivelmente na faixa de 0,5 a 1,5% em peso.preferivelmente, o conteúdo de oxigênio destas misturas é aumentado, demodo que o conteúdo de oxigênio da mistura alimentada dentro do estágio(III) é na faixa de 3 a 7% em peso, mais preferivelmente na faixa de 3 to 6%em peso, e ainda mais preferivelmente na faixa de 3 to 5% em peso.

De acordo com uma forma de realização preferida da presenteinvenção, este estágio intermediário, em que a concentração de oxigênio damistura (GII), obtida do estágio (II), é aumentada, compreende, maispreferivelmente consiste de compressão, esfriamento e condensação dacorrente gasosa (GII) obtida de (II). preferivelmente, a corrente gasosa (GII),obtida de (II) é comprimida por uma pressão de 1 a 5 bar a uma pressão de 15a 20 bar nos estágios de compressão de 1 a 10, tais como 1, 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8,9, ou 10. Surpreendentemente, verificou-se que este estágio intermediáriopermite a separação de uma parte principal do metanol e/ou uma parteprincipal do propeno compreendida em (GI) como obtida de (II), em que estaseparação é conseguida por condensação, preferivelmente em umatemperatura de condensação de 35 a 45°C. Foi surpreendentementeconstatado que metanol obtido por tal condensação, tem tal baixaconcentração de oxigênio que pode ser reciclado sem mais purificação paradentro do processo, por exemplo, como solvente ou como parte da mistura desolventes do estágio (i) e/ou (iii) da presente invenção. Além disso, foisurpreendentemente constatado que o propeno obtido por tal condensação temtal baixa concentração de oxigênio que pode ser reciclado sem maispurificação dentro do processo, por exemplo, como material de partida doestágio (i) e/ou (iii) da presente invenção.

Portanto, a presente invenção também ser refere a um processocomo descrito acima em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura (GII)obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressãointermediário, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5bar a um valor de 15 a 20 bar.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar para um valor de15 a 20 bar e em que metanol é pelo menos parcialmente separado por pelomenos um estágio de esfriamento e condensação.

Por conseguinte, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que entre os estágios (II) e (III) a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15a 20 bar, e em que o metanol é separado em pelo menos um estágio deesfriamento e condensação e em que a corrente de metanol assim obtida temum conteúdo de o bastante baixo para permitir reciclagem da corrente demetanol separado para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que entre os estágios (II) e (III), a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15a 20 bar, e em que propeno é pelo menos parcialmente separado por pelomenos um estágio de esfriamento e condensação.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que entre os estágios (II) e (III) a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15a 20 bar, e em que propeno é separado em pelo menos um estágio deesfriamento e condensação, e em que a corrente de propeno assim obtida temum conteúdo de oxigênio bastante baixo para permitir reciclagem da correntede metanol separada para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15a 20 bar, e em que metanol e propeno são pelo menos parcialmente separadosem pelo menos um estágio de esfriamento e condensação.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura(GII) obtida de (II) é submetida a pelo menos um estágio de compressão, emque a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15a 20 bar, e em que metanol e propeno são separados por pelo menos umestágio de esfriamento e condensação, e em que a corrente de metanol ecorrente de propeno assim obtidas têm um conteúdo de oxigênio bastantebaixo para permitir a reciclagem da corrente de metanol e corrente de propenoseparadas para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Estágio (III)

De acordo com o estágio (III) do processo inventivo, ooxigênio compreendido na mistura (GII) é pelo menos parcialmente reduzidopor reação com hidrogênio na presença de um catalisador compreendendo Sne pelo menos um metal nobre.

De acordo com uma forma de realização preferida, ocatalisador usado em (III) compreende Sn e o pelo menos um metal nobresuportado em pelo menos um suporte de catalisador adequado. Como suportesde catalisador, óxidos metálicos tais como óxidos de silício, óxidos dezircônio, óxidos de alumínio, óxidos de nióbio, óxidos de titânio, óxidos demagnésio, óxidos de zinco, óxidos de lantânio, óxidos de cério, óxidos deestanho, argila ou similar, zeólitos ou mistura de dois ou mais destes óxidossão preferidos. O suporte pode ser amorfo e/ou cristalino e pode ser poroso.Muitíssimo preferivelmente, o suporte é um suporte inerte com respeito àreação de redução de (III). Zeólitos adequados incluem zeólito A, zeólito X,zeólito Y, zeólitos de elevada sílica, tais como zeólitos conhecidos comoZSM-5 e silicalitos.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização,o suporte compreende um óxido de metal inerte, selecionado do grupoconsistindo de óxido de alumínio, preferivelmente alumina, maispreferivelmente alumina selecionada do grupo consistindo de alfa alumina,gama alumina, delta alumina e teta alumina, óxido de zircônio, óxido desilício, óxido de nióbio e seus óxidos de metal mistos. Óxidos de metal mistosadequados incluem óxidos mistos de silício e alumínio, silício e zircônio,silício e nióbio, alumínio e zircônio, alumínio e nióbio, zircônio e nióbio,alumínio e silício e zircônio, alumínio e silício e nióbio, silício e nióbio ezircônio, ou alumínio e silício e zircônio e nióbio. Quanto ao óxido dealumínio, ele pode estar presente como alfa alumina pura ou essencialmentepura, gama alumina, delta alumina ou teta alumina. Além disso, o óxido dealumínio pode estar presente como mistura de dois, três ou quatro destesóxidos de alumínio.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que o catalisador empregado em (III), compreendendoestanho e pelo menos um metal nobre, compreende um suporte de óxidometálico, selecionado do grupo consistindo de alumina, sílica, zircônia, eóxido de nióbio.De acordo com uma forma de realização preferida, a presenteinvenção refere-se a um processo como descrito acima, em que o catalisadorempregado em (III), compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre,compreende um suporte de óxido metálico selecionado do grupo consistindode alumina, zircônia, e óxido de nióbio. Assim, o catalisador usado em (III)da presente invenção muitíssimo preferivelmente não contêm sílica e éessencialmente livre de sílica, respectivamente.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização,a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que aalumina é selecionada do grupo consistindo de alfa alumina, gama alumina,delta alumina, teta alumina e uma mistura de dois, três ou quatro dos óxidosde alumínio

Mais preferivelmente, o suporte de catalisador do catalisadorempregado em (III) compreende pelo menos 90% em peso, maispreferivelmente pelo menos 95% em peso, mais preferivelmente pelo menos96% em peso, mais preferivelmente pelo menos 97% em peso, maispreferivelmente pelo menos 98% em peso e ainda mais preferivelmente pelomenos 99% em peso de alfa alumina, com base no peso total do suporte.Especialmente preferível, o suporte de catalisador essencialmente consiste dealfa alumina.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que no catalisador empregado em (III) o óxido de metal dosuporte é alfa alumina.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que, no catalisador empregado em (III) há um catalisadorsuportado, o suporte compreendendo pelo menos 90% em peso de alfaalumina, preferivelmente consistindo essencialmente de alfa alumina.

De acordo com outra forma de realização da presenteinvenção, o catalisador empregado em (III) compreendendo Sn e pelo menosum metal nobre compreende um suporte que tem uma superfície BET,determinada de acordo com DIN 66131, preferivelmente na faixa de 0,5 a 15m2 /g, mais preferivelmente de 1 a 14,5 m2 /g, mais preferivelmente de 1 a 14,5m2 /g, mais preferivelmente de 2 a 14 m2 /g, mais preferivelmente de 5 a 12m2/ge ainda mais preferivelmente de 7 a 11 m2 /g.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que o catalisador empregado em (III) compreende aindaum suporte tendo uma superfície BET, determinada de acordo com DIN66131, na faixa de 0,5 a 15 m /g.

De acordo com uma forma de realização preferida, ocatalisador empregado em (III) compreende um suporte que tem umasuperfície BET, determinada de acordo com DIN 66131, preferivelmente nafaixa de 0,5 a 15 m2 /g, mais preferivelmente de 1 a 14,5 m2 /g, maispreferivelmente de 2 a 14 m2 /g, mais preferivelmente de 5 a 12 m2 /g e aindamais preferivelmente de 7 to 11 m2 /g, em que este suporte é um óxidometálico, preferivelmente um óxido metálico selecionado do grupoconsistindo de óxidos de silício, óxidos de zircônio, óxidos de alumínio,óxidos de nióbio e seus óxidos mistos, como descrito acima, maispreferivelmente um óxido metálico selecionado do grupo consistindo deóxidos de zircônio, óxidos de alumínio, óxidos de nióbio e seus óxidosmistos, como descrito acima, ainda mais preferivelmente um óxido metálicoselecionado do grupo consistindo de alumina, mais preferivelmente do grupoconsistindo de alfa alumina, gama alumina, delta alumina, teta alumina e seusóxidos mistos como descrito acima, ainda mais preferivelmente alfa alumina.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo comodescrito acima, em que no catalisador empregado em (III) há um catalisadorsuportado, o suporte compreendendo pelo menos 90% em peso de alfaalumina, preferivelmente consistindo essencialmente de alfa alumina, a alfaalumina tendo uma BET determinada de acordo com DIN 66131preferivelmente na faixa de 0,5 a 15 m2/g, mais preferivelmente de 1 a 14,5m2 /g, mais preferivelmente de 2 a 14 m2 /g, mais preferivelmente de 5 a 12m2/ge ainda mais preferivelmente de 7 a 11 m2 /g.

O suporte de catalisador de acordo com a presente invenção épreferivelmente empregado como moldagem. Geometrias preferidas são, porexemplo, pelota, pelota conformada em anel, esfera tal como esfera compactaou oca, cilindro, cone, tronco, filamento tal como filamento conformado emestrela ou filamento conformado em roda dentada. O diâmetro médio dasgeometrias preferidas é preferivelmente de 2 a 8 mm e especialmentepreferível de 3 a 7 mm.

Muitíssimo preferido, as geometrias são esperas e cilindros,especialmente preferido são esferas, preferivelmente, não mais do que 5% empeso das esferas têm um diâmetro menor do que 3 mm e não mais do que 5%em peso das esferas têm um diâmetro de mais do que 7 mm.

Geralmente, o suporte, especialmente o suporte de alfaalumina, pode ser produzido de acordo com os métodos conhecidos da pessoahábil. Vantajosamente, uma moldagem cilíndrica é produzida por mistura depó de hidrato de alumina (pseudoboemita) e, opcionalmente, pó de gamaalumina e conformando-se, opcionalmente, pela adição de adjuvantes, taiscomo grafite, estearato Mg, amido de batata ou ácido nítrico, adicionando-seágua em um extrusor ou preferivelmente, em um extrusor operadocontinuamente. Opcionalmente, o corte das moldagens pode ser realizadodurante o processo de extrusão. Os filamentos extrusados são secados,preferivelmente em uma temperatura de 100 a 180°C e calcinados,preferivelmente em uma temperatura de 400 a 800°C, durante preferivelmente0,5 a 5 h, preferivelmente em um calcinador de filamento contínuo.Subseqüentemente, a moldagem calcinada é finalmente calcinada em umatemperatura preferivelmente de 1000 a 1200°C em um queimador rotativo,um queimador de captação ou um forno de mufla. Alternativamente, acalcinação pode ser realizada partindo-se de uma moldagem contendopseudoboemita em um único aparelho, tal como um forno de mufla,preferivelmente com uma temperatura continuamente e/ou descontinuamentecrescente. As propriedades mecânicas e a estrutura de poro do suporte podemser influenciadas pela relação escolhida da pseudoboemita/gama alumina.Alternativamente, a conformação é realizada pelotizando-se de acordo comEP 1 068 009 Al, especialmente pág. 4, linha 40 à página 5, linha 35 dodocumento publicado. No caso de uma moldagem pelotizada ser empregada,pelotas conformadas em anel, como descrito na US 6.518.220, são preferidas.

Como pelo menos um metal nobre compreendido nocatalisador de acordo com a presente invenção, são preferidos metais que sãoselecionados do grupo consistindo de Fe, Co, Ni, Cu, Ru, Rh, Pd, Ag, Os, Ir,Pt, Au e uma mistura de dois ou mais destes metais. Como pelo menos ummetal nobre, Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais destes metais, tal comouma mistura de Pd e Rh ou uma mistura de Pd e Pt ou uma mistura de Rh e Ptou uma mistura de Pd, Rh e Pt são mais preferidos. Muitíssimo preferida éplatina.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que pelo menos um metal nobre compreendido nocatalisador empregado no estágio (III) do presente processo inventivo éselecionado do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou maisdestes. Muitíssimo preferivelmente, o metal nobre é platina. De acordo comum aspecto, o pelo menos um metal selecionado do grupo consistindo de Pd,Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais destes, muitíssimo preferivelmenteplatina, e Sn são preferivelmente suportado em um suporte tendo umasuperfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15m /g. De acordo com outro aspecto, o pelo menos um metal selecionado dogrupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles,muitíssimo preferivelmente platina, e Sn são preferivelmente suportados empelo menos um óxido metálico, muitíssimo preferivelmente alumina, aindamais preferivelmente alfa alumina. De acordo com ainda outro aspecto, o pelomenos um metal selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e umamistura de dois ou mais deles, muitíssimo preferivelmente platina, e Sn sãopreferivelmente suportados em pelo menos um óxido de metal, muitíssimopreferivelmente alumina, ainda mais preferivelmente alfa alumina, tendo umasuperfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15m2/g.

Embora não haja limitações específicas quanto às quantidadesdo pelo menos um metal nobre e Sn compreendidos no catalisador empregadono estágio (III) da presente invenção, são preferidos catalisadorescompreendendo de 0,0001 a 10% em peso, mais preferivelmente de 0,0005 a5% em peso, mais preferivelmente de 0,001 a 1% em peso, maispreferivelmente de 0,005 a 0,5% em peso e ainda mais preferivelmente de0,01 a 0,25% em peso of Sn e de 0,0001 a 10% em peso, maispreferivelmente of 0,0005 a 5% em peso, mais preferivelmente de 0,001 a 1%em peso, mais preferivelmente de 0,005 a 0,5% em peso, e ainda maispreferivelmente de 0,01 a 0,25% em peso do pelo menos um metal nobresuportado em pelo menos um óxido de metal, em cada caso com base naquantidade total do pelo menos um óxido metálico do suporte presente nocatalisador, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, eainda mais preferivelmente alfa alumina tendo uma superfície BETdeterminada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m2/g. em cadacaso, o pelo menos um metal nobre é preferivelmente selecionado do grupoconsistindo de Fe, Co, Ni, Cu, Ru, Rh, Pd, Ag, Os, Ir, Pt, Au e uma misturade dois ou mais destes metais, mais preferivelmente do grupo consistindo dePd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles. Ainda mais preferido éplatina.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que o catalisador empregado em (III) compreende0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportado emalfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador, a alfa alumina preferivelmente tendo uma superfície BETdeterminada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m2/g, maispreferivelmente de 2 a 14 m2/g e ainda mais preferivelmente de 7 a 11 m2/g.

De acordo com uma primeira forma de realização preferida dapresente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende de 0,05 a0,1, mais preferivelmente de 0,05 a 0,09% em peso de Sn e de 0,05 a 0,1,mais preferivelmente de 0,05 a 0,09% em peso do pelo menos um metalnobre, suportado em pelo menos óxido de metal, preferivelmente alumina,mais preferivelmente alfa alumina, e ainda mais preferivelmente alfa aluminatendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de0,5 a 15 m /g, o pelo menos um metal nobre preferivelmente sendoselecionado do grupo consistindo de Fe, Co, Ni, Cu, Ru, Rh, Pd, Ag, Os, Ir,Pt, Au e uma mistura de dois ou mais destes metais, mais preferivelmente dogrupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles, e aindamais preferido sendo platina.

De acordo com uma segunda forma de realização preferida dapresente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende mais do que0,1% em peso, mais preferivelmente de 0,1001% em peso a 10% em peso,mais preferivelmente de 0,101 a 5% em peso, mais preferivelmente de 0,11 a1% em peso, mais preferivelmente de 0,12 a 0,5% em peso, e ainda maispreferivelmente de 0,15 a 0,25% em peso de Sn e mais do que 0,1% em peso,mais preferivelmente de 0,1001% em peso a 10% em peso, maispreferivelmente de 0,101 a 5% em peso, mais preferivelmente de 0,11 a 1%em peso, mais preferivelmente de 0,12 a 0,5% em peso, e ainda maispreferivelmente de 0,15 a 0,25% em peso de pelo menos um metal nobre,suportado em pelo menos óxido de metal, preferivelmente alumina, maispreferivelmente alfa alumina, e ainda mais preferivelmente alfa alumina tendouma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a15 m /g, o pelo menos um metal nobre preferivelmente sendo selecionado dogrupo consistindo de Fe, Co, Ni, Cu, Ru, Rh, Pd, Ag, Os, Ir, Pt, Au e umamistura de dois ou mais destes metais, mais preferivelmente do grupoconsistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles, e ainda maispreferido sendo platina.

Embora quanto à relação em peso do pelo menos um metalnobre :estanho do catalisador empregado em (III) da presente invenção nãohaja limitações específicas, as relações em peso do pelo menos metal,preferivelmente sendo selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e umamistura de dois ou mais deles, e ainda mais preferido sendo platina, paraestanho são em uma faixa preferivelmente de 1:10 a 1:0,1, maispreferivelmente de 1:4 to 0,2, more preferivelmente de 1:2 a 1:0,5 e aindamais preferivelmente de cerca de 1:1.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que, no catalisador empregado em (III), a relaçãoem peso do pelo menos um metal nobre para Sn é na faixa de 1:4 to 1:0,2.

Assim, de acordo com uma forma de realização preferida dapresente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende de 0,01 a0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportado em alfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordocom DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m2/g e a relação em peso de Pt para Snsendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

Assim, de acordo com uma primeira forma de realizaçãopreferida da presente invenção, o catalisador empregado em (III) compreendede 0,05 a 0,09% em peso de Sn e de 0,05 a 0,09% em peso de Pt suportadoem alfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordocom DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m2/g e a relação em peso de Pt para Snsendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

Assim, de acordo com uma segunda forma de realizaçãoespecialmente preferida da presente invenção, o catalisador empregado em(III) compreende de 0,15 a 0,25% em peso de Sn e de 0,15 a 0,25% em pesode Pt suportado em alfa-alumina, em cada caso com base no peso total daalumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BETdeterminada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m2/g e a relação empeso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

De acordo com uma forma de realização preferida, ocatalisador empregado em (III) tem um conteúdo de lítio de no máximo 2%em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, mais preferivelmenteno máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,1% em peso,mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, mais preferivelmente nomáximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,005% em peso eainda mais preferivelmente no máximo 0,001% em peso, em cada caso combase no peso total de Sn e o pelo menos um metal nobre presente nocatalisador.

De acordo com outra forma de realização preferida, ocatalisador empregado em (III) tem um conteúdo de potássio de no máximo2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo0,005% em peso e ainda mais preferivelmente no máximo 0,001% em peso,em cada caso com base no peso total de Sn e o pelo menos um metal nobrepresente no catalisador.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização,o catalisador empregado em (III) tem um conteúdo de metal alcalino, o metalalcalino sendo selecionado do grupo consistindo de Na, K, Li e Cs, de nomáximo 2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo0,005% em peso e ainda mais preferivelmente no máximo 0,001% em peso,em cada caso com base no peso total de Sn e o pelo menos um metal nobrepresente no catalisador.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização,o catalisador empregado em (III) pode compreender metais alcalinos e/oumetais alcalino terrosos em que, muitíssimo preferivelmente, a soma dasquantidades destes metais compreendidos no catalisador e calculadas comometal puro é no máximo de 2% em peso, mais preferivelmente no máximo1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,5% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo0,05% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,01% em peso, maispreferivelmente no máximo 0,005% em peso e ainda mais preferivelmente nomáximo 0,001% em peso, em cada caso com base no peso total de Sn e o pelomenos um metal nobre presente no catalisador.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que o catalisador empregado em (III) tem um teor demetal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com baseno peso total de Sn e o pelo menos um metal nobre presente no catalisador.

Quanto à aplicação do pelo menos um metal nobre e estanhosobre o suporte, não há limitações específicas, preferivelmente, o pelo menosum metal nobre e estanho são aplicados por impregnação e/ou pulverização.A impregnação do suporte, preferivelmente a alumina e, maispreferivelmente, a alfa alumina, é conduzida como principalmente descrito,por exemplo, nos exemplos 4 e 5 do WO 03/092887 Al. A impregnação épreferivelmente conduzida em duas etapas, em que em uma primeira etapa osuporte é impregnado com uma solução do pelo menos um metal nobre,preferivelmente platina, mais preferivelmente com uma solução de nitrato deplatina e, após secagem, o catalisador é impregnado em uma segunda etapacom uma solução de um composto de estanho, preferivelmente uma soluçãode cloreto de estanho Sn-II e o assim obtido catalisador é secado e calcinado.

O finalmente obtido catalisador tem uma abrasão preferida deno máximo 5% e uma tensão de ruptura de mais do que 10 N. No contexto dapresente invenção, os valores de abrasão são determinados de acordo comASIM D 4058-81. No contexto da presente invenção, os valores de tensão deruptura são determinados em um aparelho de teste Z2.5 (Zwick Company).

Preferivelmente, o catalisador tem um perfil do tipo de camisa.A densidade de massa média é preferivelmente na faixa de 0,3 a 2 g/cm, maispreferivelmente de 0,6 a 1,2 g/cm.

De acordo com o estágio (III), a mistura (GII)5 compreendendooxigênio, obtida de (II), é reagida com hidrogênio.

Surpreendentemente, verificou-se que em (III) o oxigênio podeser eficazmente removido de (GII) ajustando-se a relação molar dehidrogênioioxigênio a valores que são menores do que 5:1, preferivelmentemenores do que ou iguais a 4,5:1, mais preferivelmente menores do que ouiguais a 4,0:1, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 3,5:1. Aindamais preferivelmente, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é na faixa de0,1:1 a 4,5:1, μ de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de 0,3:1 a 3,5:1

De acordo com uma forma de realização da presente invenção,a relação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 0,4:1 a 3,0:1,mais preferivelmente de 0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 eainda mais preferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1.De acordo com outra forma de realização da presenteinvenção, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 1,5:1 a3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,5:1 a3,5:1 e ainda mais preferivelmente de 3,0:1 a 3,5:1.

Portanto, foi descoberto que a remoção de oxigênio pode serconseguida na presença de concentrações comparativamente baixas dehidrogênio. Uma vez que o oxigênio é eficazmente removido de (GII), aconversão de hidrogênio em (III) é de pelo menos 30%, mais preferivelmentepelo menos 50%, mais preferivelmente pelo menos 70% e ainda maispreferivelmente pelo menos 80%.

A reação de (GII) com hidrogênio em (III) é preferivelmenterealizada em uma pressão de 0,1 a 100 bar, mais preferivelmente de 0,5 a 50bar, mais preferivelmente de 0,6 a 30 bar. em uma escala industrial, foidescoberto que pressões na faixa de 10 a 100 bar são preferidas, de 10 a 80bar sendo mais preferidas, de 10 a 60 bar sendo mais preferidas, de 10 a 40bar sendo mais preferidas, e de 10 a 20 bar sendo mesmo mais preferidas.

Em uma escala industrial, foi descoberto que pressões na faixade 0,1 a 20 bar são possíveis. Além disso, é possível conduzir o processo sobuma pressão de 0,5 a 18 bar ou de 0,6 a 16 bar. É também possível conduzir areação em (III) em uma pressão de menos do que 10 bar tal como as e.g. de0,1 a menos do que 10 bar ou de 0,2 a 9 bar ou de 0,3 a 8 bar ou de 0,4 a 7 barou de 0,5 a 6 bar ou de 0,6 a 5 bar.

A temperatura em que a reação de (III) é realizada épreferivelmente pelo menos 100°C, mais preferivelmente pelo menos 150°C,mais preferivelmente pelo menos 200°C e mais preferivelmente pelo menos250°C. Temperaturas de mais do que 250°C são especialmente preferidas.Assim, as faixas preferidas de temperatura em que a reação em (III) érealizada são de 255 a 650°C, mais preferivelmente de 255 a 450°C e aindamais preferivelmente de 260 a 350°C.Portanto, a reação em (III) é preferivelmente realizada em umapressão de 0,1 a 100 bar e uma temperatura de pelo menos IOO0C tal como de100 a 650°C, mais preferivelmente uma pressão de 10 a 20 bar e umatemperatura de pelo menos 250°C. De acordo com uma especialmentepreferida forma de realização da presente invenção, a reação em (III) érealizada em uma pressão de 10 a 80 bar e uma temperatura de mais do que250 a 650°C, mais preferivelmente em uma pressão de 10 a 60 bar e umatemperatura de 255 a 650°C, mais preferivelmente em uma pressão de 10 a 40bar e uma temperatura de 265 a 550°C e ainda mais preferivelmente em umapressão de 10 a 20 bar e uma temperatura de 275 a 450°C.

Foi surpreendentemente constatado que as condiçõesespecíficas de reação e o uso do catalisador compreendendo pelo menos ummetal nobre e estanho, muitíssimo preferivelmente platina e estanho,permitem uma conversão extremamente baixa de propeno. preferivelmente, aconversão de propeno em propano e/ou subprodutos tais como bióxido decarbono é no máximo 5%, mais preferivelmente no máximo 4%, maispreferivelmente no máximo 3%, mais preferivelmente no máximo 2% e aindamais preferivelmente no máximo 1%.

Hidrogênio pode ser adicionado à mistura (GII) comohidrogênio puro ou essencialmente puro. Alternativamente, o hidrogênio podeser adicionado a (GII) como uma mistura de hidrogênio e pelo menos umoutro, muitíssimo preferivelmente composto inerte. A expressão "compostoinerte" como usada neste contexto específico refere-se a um composto quenão reage com hidrogênio no estágio (III) da presente invenção ou que reagecom hidrogênio a uma extensão desprezível, comparada com a reação dehidrogênio com oxigênio e, assim, não tem essencialmente influência nareação de acordo com (III). Exemplos de tais compostos inertes sãonitrogênio, argônio, metano, etano, propano, água ou similares. Muitíssimopreferivelmente, hidrogênio é adicionado a (GII) como composto puro ouessencialmente puro. No caso de uma mistura consistindo essencialmente dehidrogênio e água ser usada, o teor de água de dita mistura pode ser na faixade 0,1 a 15% em peso tal como de 1 a 10% em peso ou de 5 a 10% em peso,com base no peso total da mistura. Água pode ser empregada como vapore/ou líquido.

A reação de acordo com (III) pode ser realizada em um, dois,três ou mais reatores, dois ou mais dos quais opcionalmente serialmenteacoplados e/ou operados em paralelo. A mistura (GII) que é alimentada a umreator pode ser misturada com hidrogênio e/ou uma mistura compreendendopelo menos um outro, muitíssimo preferivelmente composto inerte, antes deser alimentada dentro do reator. Alternativamente e/ou adicionalmente, umacorrente separada de hidrogênio ou uma mistura de hidrogênio e pelo menosum outro composto, muitíssimo preferivelmente inerte, pode serseparadamente alimentada dentro do reator.

De acordo com uma forma de realização preferida do presenteprocesso inventivo, a corrente de alimentação dentro do reator, antes de seralimentada dentro do reator, é trazida a uma temperatura de Delo menos150°C, mais preferivelmente to uma temperatura de 150 a 300°C, maispreferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C.

Por meio de exemplo, algumas alternativas concebíveis sãolistadas, cujos aparelhos podem ser usados para a reação de acordo com oestágio (III) do inventivo:

De acordo com uma alternativa, a reação de acordo com (III)pode ser realizada em um reator isotérmico tipo Linde, em que ocompartimento camisa é enchido com o catalisador de leito fixo comodescrito acima e uma corrente de (GII) e hidrogênio ou a mistura contendohidrogênio passa através do leito fixo em modo de fluxo descendente ou fluxoascendente, mais preferivelmente em modo de fluxo descendente, pelo menosum agente de esfriamento é passado através das serpentinas de esfriamentodos reatores. Como agentes de esfriamento, água e/ou óleo podem ser usados.Se água for usada como agente de esfriamento, ela pode ser usada para ageração de vapor subseqüentemente após ter passado através das serpentinas.

De acordo com outra alternativa, a reação de acordo com (III)pode ser realizada em um trocador de calor operado com ar como meio deesfriamento, em que configurações verticais ou horizontais são concebíveisonde o ar de esfriamento é puxado para dentro do aparelho ou comprimidopara dentro do aparelho (vide figuras 1 a 4). De acordo com esta forma derealização, os tubos são enchidos com catalisador e o esfriamento é realizadovia o compartimento externo.

De acordo com outra alternativa, a reação de acordo com (III)pode ser realizada em um reator de poço de leito fixo adiabático com retro-mistura sem esfriamento direto da mistura de reação (vide figura 5). Deacordo com esta forma de realização, a alimentação é misturada com pelomenos uma parte da corrente de produto antes de ser alimentada dentro doreator, de tal maneira que o aumento da temperatura adiabática é abaixo deum valor crítico escolhido, por exemplo, no máximo 100°C, preferível menteno máximo 90°C, mais preferivelmente no máximo 80°C e ainda maispreferivelmente no máximo 70°C.

Dependendo das necessidades específicas do processoinventivo, pelo menos dois dos aparelhos acima descritos podem seradequadamente combinados. E possível combinarem-se película dois reatoresde poço, tais como dois ou três ou mais reatores de poço ou combinarem-sepelo menos dois trocadores de calor, tal como dois ou três ou mais trocadoresde calor ou combinarem-se pelo menos dois reatores isotérmicos tipo Linde,tal como dois ou três ou mais reatores isotérmicos tipo Linde. Se necessário, étambém possível combinar pelo menos um reator de poço com pelo menosum trocador de calor ou combinar pelo menos um reator de poço com pelomenos com pelo menos um reator isotérmico tipo Linde ou combinar pelomenos um trocador de calor com pelo menos um reator isotérmico tipo Linde.Se dois ou mais aparelhos forem combinados, é possível acoplar pelo menosdois dos aparelhos serialmente e/ou pelo menos dois dos aparelhos emparalelo. Se dois ou mais aparelhos forem serialmente acoplados e pelo menosdois dos aparelhos forem principalmente diferentes entre si, o tipo de reatordentro do qual (GII) é alimentado subseqüentemente após o estágio (III) podeser livremente escolhido. Se, p. ex., um reator de poço for serialmenteacoplado com um trocador de calor, (GII) pode ser alimentado dentro doprimeiro reator de poço, cuja corrente de produto então sendo pelo menosparcialmente alimentada dentro do trocador de calor. É também possívelalimentar (GII) dentro do primeiro trocador de calor, a corrente de produtosendo então pelo menos parcialmente alimentada dentro do reator de poço.Se, p. ex., um reator de poço for serialmente acoplado com um reator tipoLinde, (GII) pode ser alimentado dentro do primeiro reator de poço, cujacorrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentrodo reator tipo Linde. E também possível alimentar (GII) dentro do primeiroreator tipo Linde, a corrente de produto então sendo pelo menos parcialmentealimentada dentro do reator de poço. Se, p. ex., um reator tipo Linde forserialmente acoplado com um trocador de calor, (GII) pode ser alimentadodentro do primeiro reator tipo Linde, cuja corrente de produto então sendopelo menos parcialmente alimentada dentro do trocador de calor. E tambémpossível alimentar (GII) dentro do primeiro trocador de calor, a corrente deproduto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro do reatortipo Linde.

De acordo com outra alternativa, a mistura (GII) é alimentadadentro de uma cascata de pelo menos dois reatores de poço de leito fixoacoplados serialmente, tal como dois, três, quatro ou mais reatores de poço,mais preferivelmente dois ou três reatores de poço de leito fixo acopladosserialmente e especialmente preferível três reatores de poço de leito fixoacoplados serialmente (vide figura 7).

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que em (III) a redução do oxigênio é realizada empelo menos dois reatores acoplados serialmente, preferivelmente reatores depoço, mais preferivelmente reatores de poço de leito fixo, ainda maispreferivelmente dois ou três reatores de poço de leito fixo e, especialmentepreferível, três reatores de poço de leito fixo.

De acordo com uma alternativa, os pelo menos dois reatores depoço são equipados com um dispositivo de esfriamento externo ou interno. Deacordo com outra alternativa, que é preferida, pelo menos um dos reatores depoço, preferivelmente todos os reatores de poço são projetados como reatoresadiabáticos. Quanto a esta forma de realização preferida, é ainda maispreferido que pelo menos uma corrente de produto deixando um dado reatorseja esfriada após ter deixado o reator. Ainda mais preferivelmente, cadacorrente de produto deixando um dado reator é esfriada antes de seralimentada dentro do reator seguinte e/ou ser alimentada a um outro estágiodo processo inventivo.

O esfriamento de uma corrente pode ser realizado de acordocom qualquer método adequado. Especialmente preferido o esfriamento épelo menos via um trocador de calor. Alternativa e/ou adicionalmente, umacorrente que é para ser alimentada dentro de um determinado reator pode seresfriada ou trazida para uma temperatura desejada antes de ser alimentadadentro do reator, pela adição de uma outra corrente, tal como especialmentepreferível uma corrente compreendendo hidrogênio.

Portanto, de acordo com esta forma de realização da presenteinvenção, a mistura (GII) deixando o estágio (II) do processo inventivo éaquecida a uma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C antes de ser alimentadadentro do primeiro reator da cascata de pelo menos dois reatores de poço deleito fixo serialmente acoplados. Antes de ser alimentada dentro de ditoprimeiro reator, uma corrente compreendendo hidrogênio, preferivelmenteuma corrente essencialmente consistindo de hidrogênio, é adicionada a (GII).

Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênioadicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênio:oxigênioseja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, maispreferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor doque ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3. Aindamais preferivelmente, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é na faixa de0,1:1 a 4,5:1, mais preferivelmente de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de0,3:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 0,4:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e ainda maispreferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1.

A pressão e temperatura da reação no primeiro reator sãopreferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabáticano primeiro reator não exceda 100°C, preferivelmente 90°C, maispreferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimopreferivelmente, a pressão em que a reação no primeiro reator é realizada, éna faixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, maispreferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e aindamais preferivelmente de 10 a 20 bar.

A corrente de produto deixando o primeiro reator é entãoalimentada ao segundo reator da cascata. Antes de ser alimentada dentro dosegundo reator, a corrente de produto é preferivelmente trazida a umatemperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e aindamais preferivelmente de 250 a 300°C. Se necessário, uma correntecompreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmenteconsistindo de hidrogênio, é adicionada à corrente de produto deixando oprimeiro reator. Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênioadicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênioroxigênioseja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, maispreferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor doque ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3. Aindamais preferivelmente, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é na faixa de0,1:1 a 4,5:1, mais preferivelmente de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de0,3:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 0,4:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e ainda maispreferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1. Assim, se a corrente de produto deixando oprimeiro reator compreender uma quantidade de hidrogênio nas faixaspreferidas, não é necessário adicionar uma corrente adicional compreendendohidrogênio.

A pressão e temperatura da reação no segundo reator sãopreferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabáticano segundo reator não exceda IOO0C, preferivelmente 90°C, maispreferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimopreferivelmente, a pressão em que a reação no segundo reator é realizada é nafaixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, maispreferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e aindamais preferivelmente de 10 a 20 bar.

De acordo com a quantidade desejada de oxigênio a serremovido de (GII) no estágio (III) do processo inventivo, pode ser necessárioalimentar a corrente de produto deixando o segundo reator da cascata dentrode pelo menos um outro reator, preferivelmente, a cascata compreende três ouquatro reatores acoplados serialmente, mais preferivelmente três reatoresserialmente.

Assim, a corrente de produto deixando o segundo reator éentão alimentada a um terceiro reator da cascata. Antes de ser alimentadadentro do terceiro reator, a corrente de produto é preferivelmente trazida auma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 3OO0C eainda mais preferivelmente de 250 a 300°C. Se necessário, uma correntecompreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmenteconsistindo de hidrogênio, é adicionada à corrente de produto deixando osegundo reator. Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênioadicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênio:oxigênioseja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, maispreferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor doque ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3, Aindamais preferivelmente, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é na faixa de0,1:1 a 4,5:1, mais preferivelmente de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de0,3:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 0,4:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e ainda maispreferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1. Assim, se a corrente de produto deixando osegundo reator compreender uma quantidade de hidrogênio nas faixaspreferidas, não é necessário adicionar mais uma corrente compreendendohidrogênio.

A pressão e temperatura da reação no terceiro reator sãopreferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabáticano segundo reator não exceda 100°C, preferivelmente 90°C, maispreferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimopreferivelmente, a pressão em que a reação no terceiro reator realizada é nafaixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, maispreferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e aindamais preferivelmente de 20 a 40 bar.

De acordo com outra alternativa, a mistura (GII) é alimentadadentro de um único reator, mais preferivelmente um único reator de tubo,mais preferivelmente um único reator de multi-tubos e, mais preferivelmente,um único reator de multi-tubos de leito fixo. Ainda mais preferivelmente, oreator de multi-tubos de leito fixo é equipado com meio de esfriamentoadequado, a fim de remover pelo menos parcialmente o calor resultante dareação dentro do reator, mais preferivelmente, pelo menos 65% do calor dereação são removidos. Ainda mais preferivelmente, de 65 a 95%, maispreferivelmente de 70 a 90% e ainda mais preferivelmente de 75 a 85% docalor de reação são removidos. Assim, foi surpreendentemente constatado queé suficiente remover somente uma parte do calor de reação, muitíssimopreferivelmente de 75 a 85% do calor de reação. Todos os agentes deesfriamento adequados podem ser empregados. Especialmente preferido sãoóleos, álcoois, sais líquidos ou água, tais como água de rio, água salobra e/ouágua do mar, que pode, em cada caso, por exemplo, preferivelmente ser tiradade um rio e/ou lago e/ou mar próximo da planta química em que o reator dainvenção e o processo da invenção são usados e, após qualquer necessáriaremoção adequada do material suspenso por filtragem e/ou sedimentação, serusada diretamente sem mais tratamento para fins de esfriamento, com óleossendo especialmente preferidos.

Caso o reator único acima mencionado seia usado, as relaçõesmolares de hidrogênio:oxigênio são preferidas, sendo preferivelmente nafaixa de 1,5:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, maispreferivelmente de 2,5:1 a 3,5:1 e ainda mais preferivelmente de 3,0:1 a 3,5:1.

No caso do reator único acima mencionado ser usado, não énecessário nenhum reator em cascata e nenhum esfriamento intermediário.Surpreendentemente, verificou-se que a remoção eficaz de oxigênio pode serconseguida usando-se um único reator, muitíssimo preferivelmente um reatorde leito fixo de multi-tubos, em relações molares de hidrogênio:oxigênio,muitíssimo preferivelmente de 3,0:1 a 3,5:1, por meio do que somente umaparte do calor de reação, muitíssimo preferivelmente de 75 a 85%, tem queser removida em temperaturas comparativamente baixas, muitíssimopreferivelmente de 260 a 350°C, e pressões comparativamente baixas,muitíssimo preferivelmente de 10 a 20 bar.

Geralmente é possível utilizarem-se dois ou mais reatores emparalelo, pelo menos dois reatores em paralelo, muitíssimo preferivelmentepermitem um processo contínuo se o catalisador de um primeiro reator tiversido desativado a uma extensão indesejada. Neste caso, a reação é paradaneste reator e continuada em pelo menos um segundo reator dos reatoresparalelos em que a reação é realizada, da mesma maneira que no primeiroreator. No ínterim, o catalisador desativado do primeiro reator éadequadamente regenerado dentro ou fora do primeiro reator.

Esta possibilidade de utilizar-se pelo menos um reator que éconectado em paralelo com um dado reator pode ser também aplicada a cadareator das outras alternativas acima descritas. Quanto à cascata de reatoresacima descrita, por exemplo, pelo menos um dos reatores acoplados em sériepode ter pelo menos uma contraparte paralela.

Portanto, de acordo com esta forma de realização da presenteinvenção, em que um único reator, mais preferivelmente um único reator detubos, mais preferivelmente um único reator de tubos de leito fixo e, maispreferivelmente, um único reator de multi-tubos de leito fixo é empregado, amistura (GII) deixando o estágio (II) do processo inventivo é aquecida a umatemperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e aindamais preferivelmente de 250 a 300°C antes de ser alimentada dentro dele.Antes de ser alimentada dentro de dito primeiro reator, uma correntecompreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmenteconsistindo de hidrogênio, é adicionada a (GII). preferivelmente, este reator éconfigurado como reator isotérmico ou essencialmente isotérmico, isto é,meios de esfriamento adequados, tais como, p. ex., camisa de esfriamento, sãoprovidos para manter ou essencialmente manter uma desejada temperatura noreator. A temperatura do meio de esfriamento empregado é adequadamenteajustada durante a reação, a fim de manter ou essencialmente manter adesejada temperatura.

A corrente de produto deixando o último reator da cascata,preferivelmente o quarto ou terceiro ou segundo reator, mais preferivelmenteo quarto ou terceiro reator, ainda mais preferivelmente o terceiro reator, oudeixando o único reator, tem um teor de oxigênio de no máximo 500 ppm,mais preferivelmente no máximo 400 ppm, mais preferivelmente no máximo300 ppm e ainda mais preferivelmente no máximo 200 ppm.

A corrente de produto deixando o último reator da cascata ou oúnico reator pode adicionalmente compreender água. Se presente, a água épreferivelmente compreendida em uma quantidade de no máximo 10% empeso, preferivelmente no máximo 7% em peso e ainda mais preferivelmenteno máximo 5% em peso, com base no peso da corrente de produto. Nestecaso, prefere-se que a corrente de produto deixando o último reator da cascataou o único reator seja submetida a esfriamento, a fim de que pelo menos umaparte da água seja condensada e, assim, separada da corrente de produto. Acorrente condensada tem um teor de água preferido de no máximo 0,5% empeso, mais preferivelmente de no máximo 0,4% em peso.

A corrente de produto opcionalmente esfriada de que a águapode ter sido separada é então obtida como mistura (GII) no processoinventivo.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que a mistura (GII), resultante de (III), tem um teorde oxigênio de não mais do que 200 ppm.

Ainda mais preferivelmente, (GIII) tem um teor de oxigênio deno máximo 150 ppm.

Constatou-se surpreendentemente que a energia compreendidano efluente, isto é, a corrente de produto obtida do último reator da cascata,preferivelmente o segundo, o terceiro ou o quarto reator, mais preferivelmenteo terceiro ou quarto reator e, ainda mais preferivelmente, o terceiro reator, oua corrente de produto obtida do único reator, pode ser eficazmente usada paratrazer a mistura (GII) pelo menos parcialmente para a temperatura desejada de150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda maispreferivelmente de 250 a 300°C, antes da alimentação dentro do primeiroreator.

Portanto, a presente invenção também fornece um métodointegrado de calor eficiente, em que a corrente de produto obtida de (III) éeficazmente usada para trazer a corrente de alimentação de (III) para umatemperatura preferida, útil para conduzir a reação de (III).

Assim, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, em que a mistura deixando o último dos reatoresacoplados serialmente é pelo menos parcialmente usada para pelo menosparcialmente aquecer a mistura (GII) a uma temperatura na faixa de 150 a300°C.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a umprocesso como descrito acima, em que a mistura deixando o único reator épelo menos parcialmente usada para pelo menos parcialmente aquecer amistura (GII) a uma temperatura na faixa de 150 a 300°C.

No caso do processo da presente invenção ser iniciado, amistura (GII) pode ser aquecida à temperatura preferida por um trocador decalor de suporte, p. ex., trocador de calor elétrico, que não é mais necessáriouma vez o processo mais preferivelmente conduzido continuamente érealizado e um trocador de calor usado para trazer (GII) à temperaturapreferida é acionado pela corrente de produto obtida de (III).

Portanto, de acordo com uma forma de realização preferida dapresente invenção, a mistura líquida ou gasosa, mais preferivelmente gasosa,(GIII), obtida de (III) compreende de 70 a 95% em peso, mais preferivelmentede 75 a 90% em peso e ainda mais preferivelmente de 80 a 90% em peso depropeno, de 1 a 20% em peso, mais preferivelmente de 2 a 15% em peso eainda mais preferivelmente de 5 a 15% em peso de propano, e de no máximo500 ppm, mais preferivelmente de no máximo 400 ppm, mais preferivelmenteno máximo 300 ppm, mais preferivelmente no máximo 200 ppm e ainda maispreferivelmente de no máximo 150 ppm de oxigênio.

A carga de catalisador no estágio (III) é preferivelmente nafaixa de 50 a 1,000 g(02)/(kg(catalisador)*h), mais preferivelmente de 100 a750 g(02)/(kg(catalisador)*h) e ainda mais preferivelmente de 100 a 500g(02)/(kg(catalisador)*h).

No caso de o catalisador usado para a reação no estágio (III)ser desativado, ele pode ser substituído por catalisador frescamente preparado,preferivelmente, o catalisador desativado é adequadamente regenerado. Alémdisso, é possível regenerar uma parte do catalisador desativado e substituir aparte restante por catalisador recentemente preparado. Se a reação do estágio(III) for realizada continuamente, o que é preferido, a reação é parada dentrodo reator, uma vez o catalisador seja desativado e sem ou essencialmente seminterrupção continuada em pelo menos um reator paralelo. Se o catalisador forusado em modo de suspensão, o catalisador desativado é adequadamenteseparado e adequadamente regenerado. Se o catalisador for usado em modode leito fixo, ele pode ser adequadamente separado e regenerado fora doreator em um aparelho adequado, embora todas as técnicas de regeneraçãoadequadas sejam possíveis para reativar um catalisador desativado a umaextensão desejada, preferivelmente em uma tal extensão que seu desempenhoseja quase ou completamente restaurado, em comparação com o catalisadorrecentemente preparado, o seguinte processo de regeneração é empregado,que compreende pelo menos um dos seguintes estágios, muitíssimopreferivelmente todos os seguintes estágios (aa) a (dd) e que essencialmenteconsiste de todos os seguintes estágios (aa) a (dd).

(aa) Purgar o reator ou o aparelho que contém o catalisadordesativado com um gás inerte adequado, preferivelmente nitrogênio, por umtempo suficiente para remover propeno essencialmente completamente doreator, preferivelmente por um tempo na faixa de 0,1 a 48 h, maispreferivelmente de 1 a 10 h e mais preferivelmente de 1 a 5 h. No início dapurga do reator, o reator pode ter a temperatura em que a reação tinhaocorrido ali. Alternativamente, o reator pode ser esfriado ou aquecido a umatemperatura desejada antes da purga.

(bb) Tratar o catalisador com uma mistura de gáscompreendendo oxigênio, mais preferivelmente com uma mistura de gásessencialmente consistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte, tal comonitrogênio e/ou bióxido de carbono, preferivelmente, o teor de oxigênio damistura de gás é de 0,1 a 30 vol.-%. preferivelmente, tratamento com amistura de gás compreendendo oxigênio é realizada por um tempo na faixa de0,2 a 72 h, mais preferivelmente de 1,3 a 60 h, mais preferivelmente de 2,4 a52 h. E ainda mais preferido

(aaa) primeiro tratar o catalisador desativado com uma misturade gás essencialmente consistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte porum tempo de 0,1 a 24 h, mais preferivelmente de 0.3 a 20 h, maispreferivelmente de 0,4 a 16 h e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 12 h, emque o teor de oxigênio da mistura de gás é preferivelmente na faixa de 0,1 a 5,mais preferivelmente de 0,3 a 5 e ainda mais preferivelmente na faixa de 0,5 a5% em volume, tal como cerca de 0,5, 1, 2, 3, 4, ou 5% em volume e

(bbb) tratar tal catalisador tratado com uma mistura de gás,essencialmente consistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte, por umtempo de 0,1 a 48 h, mais preferivelmente de 1 a 40 h e mais preferivelmentede 2 a 36 h, em que o teor de oxigênio da mistura de gás é mais elevado emcomparação com o teor da mistura de gás usada em (aaa), em que este teor épreferivelmente na faixa de mais do que 5 a 30, mais preferivelmente de 6 a30, mais preferivelmente de 10 a 30 e ainda mais preferivelmente na faixa de15 a 25% em volume tal como cerca de 15, 17,5, 20, 22,5 ou 25% em volume.(cc) Purgar o reator com um gás inerte ou uma mistura de pelomenos dois gases inertes. Um gás inerte preferido é nitrogênio. O estágio (cc)é muitíssimo preferivelmente realizado após o estágio (bb) para remover pelomenos uma parte, mais preferivelmente essencialmente todo oxigênio doreator.

(dd) Tratar o catalisador com hidrogênio ou com pelo menosum gás diferente de hidrogênio e tendo o mesmo ou um efeito redutorcomparável, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível eessencialmente hidrogênio e pelo menos um gás inerte, ou com uma misturade gases compreendendo preferível e essencialmente hidrogênio e pelo menosum outro gás diferente de hidrogênio e tendo o mesmo ou um efeito redutorcomparável, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível eessencialmente hidrogênio e pelo menos um outro gás diferente de hidrogênioe tendo o mesmo ou um efeito redutor comparável e pelo menos um gásinerte, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível eessencialmente pelo menos um gás tendo o mesmo ou um efeito redutorcomparável e pelo menos um gás inerte. O tratamento de acordo com (dd) érealizado por um tempo, preferivelmente na faixa de 0,1 a 48 h, maispreferivelmente de 0,2 a 24 h e mais preferivelmente de 0,3 a 12 e ainda maispreferivelmente de 0,5 a 6 h e em uma pressão preferivelmente na faixa de 1 a100 bar, mais preferivelmente de 1 a 50 bar e mais preferivelmente de 1 a 20bar.

No caso de a temperatura em um dado estágio de regeneraçãoe/ou entre dois estágios de regeneração tiver que ser trocada, ela pode seraumentada ou diminuída continuamente ou em etapas ou continuamente e emetapas, em que as respectivas rampas de temperatura podem seradequadamente escolhidas. Geralmente são usadas rampas de temperatura de0,1 a 20°C/min.

Muitíssimo preferivelmente, o processo de regeneraçãocompreende pelo menos (dd), em que, mesmo mais preferivelmente, o gás deredução essencialmente consiste de hidrogênio.

Ainda mais preferivelmente, o processo de regeneraçãocompreende pelo menos (aa), em que o gás de purga essencialmente consistede nitrogênio, (bb) em que mesmo mais preferivelmente (aaa) e (bbb) sãorealizados e em que em (aaa) uma mistura de gases essencialmenteconsistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigêniode 2 a 5% em volume e em (bbb) uma mistura de gás essencialmenteconsistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigêniode mais do que 5 a 10% em volume são empregados, e (dd) em que, mesmomais preferido, o gás redutor essencialmente consiste de hidrogênio.

Ainda mais preferivelmente, o processo de regeneraçãoessencialmente consiste de (aa) em que o gás de purga essencialmenteconsiste de nitrogênio, (bb) em que mesmo mais preferidos, (aaa) e (bbb) sãorealizados e em que em (aaa) uma mistura de gás essencialmente consistindode oxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigênio de 2 a 5%em volume e em (bbb) uma mistura de gases essencialmente consistindo deoxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigênio de mais do que5 a 10% em volume são empregadas, (cc) em que o gás de purgaessencialmente consiste de nitrogênio, e (dd) em que, mesmo mais preferidos,o gás redutor essencialmente consiste de hidrogênio.

Ainda mais preferivelmente, o processo de regeneraçãoessencialmente consiste de (aa), em que o gás de purga essencialmenteconsiste de nitrogênio, (bb) em que mesmo mais preferido, (aaa) e (bbb) sãorealizados e em que em (aaa) uma mistura de gases essencialmenteconsistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigêniode 2 a 5% em volume e em (bbb) uma mistura de gases essencialmenteconsistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte com um teor de oxigêniode mais do que 5 a 10% em volume são empregadas, (cc) em que o gás depurga essencialmente consiste de nitrogênio e (dd) em que, mesmo maispreferido, o gás redutor essencialmente consiste de hidrogênio.

Foi surpreendentemente constatado que no estágio (III) doprocesso inventivo somente uma quantidade muito pequena de bióxido decarbono é formada. Assim, as misturas obtidas do estágio (III)preferivelmente compreendem no máximo 2,0% em peso, maispreferivelmente no máximo 1,9% em peso e ainda mais preferivelmente nomáximo 1,8% em peso de bióxido de carbono no caso da mistura (GII)alimentada dentro do estágio (III) compreende cerca de 0,1% em peso debióxido de carbono.

Adicionalmente, foi constatado que, por exemplo, o estágio(III) do presente processo inventivo pode ser também aplicado para umprocesso em que oxigênio tem que ser eficazmente removido das misturas degases compreendendo pelo menos uma olefina que é diferente de propeno eoxigênio. Tais misturas de gases podem ser, por exemplo, misturascompreendendo eteno e oxigênio e resultarem de processos de epoxidação deeteno com oxigênio ou um composto suprindo oxigênio. Portanto, a presenteinvenção também refere-se a um processo para remover oxigênio de umamistura de gases compreendendo oxigênio e uma olefina, preferivelmenteeteno, submetendo-se esta mistura a um estágio de elaboração, em que ooxigênio compreendido nesta mistura é pelo menos parcialmente reduzido porreação com hidrogênio na presença de um catalisador compreendendo Sn epelo menos um metal nobre, preferivelmente um catalisador compreendendode 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportadoem alfa-alumina. Se necessário, também outros estágios do processo dapresente invenção podem ser aplicados ou ser adaptados a estas misturas degases.

Estágio (IV)

A mistura (GIII) obtida no estágio (III) do processo inventivopode ser trabalhada mais e/ou usada como corrente de alimentação para umprocesso químico adequado, preferivelmente, (GIII) é trabalhado em quemesmo mais preferivelmente propeno é separado de (GIII). O propenoseparado pode ser usado, p. ex., como corrente de alimentação para umprocesso adequado. Mais preferivelmente, o propeno separado de (GII) éreintroduzido como corrente de alimentação dentro do estágio (I) do processoinventivo.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processocomo descrito acima, o processo adicionalmente compreendendo (IV) separarpropeno da mistura (GIII) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separadoem (I).

A separação em (IV) pode ser realizada de acordo comqualquer método adequado, preferivelmente, propeno é separado em (IV) de(GIII) por destilação, empregando-se pelo menos uma coluna de destilação.Muitíssimo preferivelmente, uma coluna de destilação é usada.

A destilação em (IV) é preferivelmente realizada em umapressão na faixa de 16 a 35 bar, mais preferivelmente de 20 a 35 bar e aindamais preferivelmente de 20 a 30 bar, a pressão sendo medida no topo dacoluna usando-se uma coluna de destilação, preferivelmente tendo de 20 a200, mais preferivelmente de 50 a 150 e ainda mais preferivelmente de 70 a120 estágios teóricos. Propeno is muitíssimo preferivelmente obtido em umaderivação lateral da coluna.

A corrente de propeno obtida de (IV), muitíssimopreferivelmente da coluna de destilação usada em (IV), compreende pelomenos 95% em peso, mais preferivelmente pelo menos 96% em peso depropeno, com base no peso total da corrente. Adicionalmente, a corrente depropeno obtida de (IV) pode compreender até 5% em peso, preferivelmenteaté 4% em peso de propano. Caso (GIII) contenha água e opcionalmentemetanol, estes compostos são compreendidos na corrente de propeno obtidade (IV) em quantidades bem abaixo de 1% em peso.

Muitíssimo preferivelmente, a corrente de propeno obtida de(IV) compreende no máximo 50 ppm, mais preferivelmente no máximo 40ppm, mais preferivelmente no máximo 30 ppm, mais preferivelmente nomáximo 20 ppm e ainda mais preferivelmente no máximo 10 ppm deoxigênio. Ainda mais preferivelmente, não podem ser detectados traços deoxigênio na corrente de propeno separada de (GIII). Uma vez que estacorrente de propeno é preferivelmente reciclada como corrente dealimentação dentro do estágio (I) do processo inventivo, a presente invençãofornece um processo integrado em que o propeno é reciclado e,simultaneamente, o aumento da concentração de oxigênio na mistura dereação de (I) é eficazmente evitado, removendo-se substancialmente oxigênioda corrente de reciclagem de propeno.

Junto com o método de integração de calor descrito acima comrespeito ao estágio (III), a presente invenção assim fornece um processoaltamente integrado, em termos de integração de calor, bem como em termosde reciclagem de composto.

De acordo com uma forma de realização preferida da presenteinvenção, é fornecido um processo para produzir óxido de propileno, oprocesso compreendendo

(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presençade um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo de 8 a13% em peso de óxido de propileno, de 2 a 7% em peso de propeno nãoreagido, de 0,01 a 1% em peso de propano e de 0,02 a 0,5% em peso deoxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário,compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso depropano, e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no pesototal da mistura (GII);

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelomenos parcialmente por reação com hidrogênio na presença de um catalisadorcompreendendo de 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso dePt suportado em alfa-alumina, o catalisador tendo ainda um teor de metalalcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalinoterroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com base no pesototal da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo umasuperfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11m2 /g e a relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, amistura (GIII) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo;

(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (III) ereintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10ppm no máximo, dentro de (I).

Em que em (III), a reação de redução é realizada a umatemperatura de preferivelmente 255 a 650°C, mais preferivelmente de 255 a450°C e ainda mais preferivelmente de 260 a 350°C, e em uma pressão nafaixa de 10 a 20 bar, e em que em (III), o hidrogênio é adicionado em umaquantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio é nafaixa de 0,3:1 a 3,5:1, e em que em (III) a reação de redução é preferivelmenterealizada em pelo menos dois, mais preferivelmente três reatores serialmenteacoplados, mais preferivelmente reatores de poço, e ainda maispreferivelmente reatores de poço de leito fixo, ou em um único reator, maispreferivelmente um único reator de tubo, mais preferivelmente a único reatorde multi-tubos e ainda mais preferivelmente a único reator de tubo de leitofixo ou de multi-tubos, o calor compreendido no efluente de reator obtido doúltimo reator ou do único reator especialmente preferível sendo usado paratrazer a corrente de alimentação para dentro do primeiro reator a umatemperatura preferida de 250 a 300°C.Embora não preferido, também misturas compreendendopropeno e oxigênio podem ser introduzidas dentro do estágio inventivo (III)do presente processo, misturas estas sendo obtidas de um processo para aepoxidação de propeno, que compreende pelo menos um dos seguintesestágios:

(a) Propeno é reagido com peróxido de hidrogênio em umreator de feixe de tubos de leito fixo. Como catalisador, preferivelmente umcatalisador TS-I é empregado e metanol é preferivelmente usado comosolvente. A solução de peróxido de hidrogênio é preferivelmente uma soluçãoaquosa e obtida de um processo de antraquinona e tem uma concentração decerca de 40% em peso com respeito ao peróxido de hidrogênio. Antes do uso,o peróxido de hidrogênio pode ser ajustado a um pH de cerca de 4,5 com, p.ex., amônia. preferivelmente, o reator é configurado para modo de fluxodescendente. A mistura de reação pode estar presente como duas faseslíquidas, uma das quais é rica em propileno, a outra sendo rica em água. Alémdisso, o reator pode ser operado de modo que o catalisador seja mantido emestado de leito gotejador.

(b) após deixar o reator, a mistura de reação é alimentadadentro de uma torre flash ou pré-evaporador. preferivelmente, o pré-evaporador tem um máximo de 5 estágios teóricos. O pré-evaporador pode serconfigurado de modo que pelo menos 99% do óxido de propilenocompreendido na alimentação obtida de (a) fiquem suspensos e pelo menos99% da água compreendida na alimentação obtida de (a) deixem o pré-evaporador através dos produtos de fundo.

(c) Em seguida o produto gasoso obtido do topo de (b) éalimentado a um condensador parcial. O produto condensado compreende, p.ex., óxido de propileno, metanol e opcionalmente propeno. O produto gasosocompreende propeno e, opcionalmente, pequenas quantidades de propanoe/ou oxigênio e/ou óxido de propileno. A corrente gasosa pode ser lavada commetanol, ρ. ex., em modo de contra-corrente. A corrente compreendendopropeno, oxigênio e propano pode ser alimentada como corrente dealimentação dentro do estágio (III) do processo inventivo.

(d) A corrente obtida de (c), compreendendo propeno,propano e oxigênio, pode ser submetida a um tratamento adequado, tal comoum tratamento de absorção em que propeno e propano são absorvidos em umagente de absorção adequado, tal como metanol. O oxigênio restante pode serdiluído com um gás adequado, tal como um gás inerte. Propeno dessorvido,compreendendo oxigênio e opcionalmente propano, pode ser alimentadocomo corrente de alimentação dentro do estágio (III) do processo inventivo.

(e) O produto de fundo obtido de (b), compreendendo, p. ex.,água, peróxido de hidrogênio não reagido e, opcionalmente, outros produtosde elevada ebulição, é alimentado a um estágio de hidrogenação.

Descrição Detalhada das Figuras

A Fig. 1 mostra um trocador de calor que pode ser usado paraa reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada dentro dotrocador de calor, através de (2), é obtida a corrente de produto. Ar (3) écomprimido dentro do parelho, que é horizontalmente configurado. A setacurva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais aalimentação é passada contêm o catalisador.

A Fig. 2 mostra um trocador de calor que pode ser usado paraa reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) e alimentada dentro dotrocador de calor, através de (2), a corrente de produto é obtida. Ar (3) épuxado para dentro do aparelho, que é horizontalmente configurado. A setacurva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais aalimentação é passada contêm o catalisador.

A Fig. 3 mostra um trocador de calor que pode ser usado paraa reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada para dentro dotrocador de calor, através de (2) a corrente de produto é obtida. Ar (3) épuxado para dentro do aparelho, que é verticalmente configurado. A setacurva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais aalimentação é passada contêm o catalisador.

A Fig. 4 mostra um trocador de calor que pode ser usado paraa reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada para dentro dotrocador de calor, através de (2), a corrente de produto é obtida. Ar (3) écomprimido para dentro do aparelho, que é configurado verticalmente. A setacurva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais aalimentação é passada contém o catalisador.

A Fig. 5 mostra um reator de poço de leito fixo adiabático,com retro-mistura sem esfriamento direto da mistura de reação, que pode serusado para a reação em (III). A mistura (GII) é alimentada como corrente dealimentação (1) para dentro do reator (2), de onde a corrente de produto (3) éobtida. Uma parte (4) é separada de (3) para obter-se uma parte (5) que éesfriada em um trocador de calor (6) e, subseqüentemente, misturada de voltacom a corrente de alimentação (1).

A Fig. 6 mostra uma cascata de três reatores de poço de leitofixo adiabáticos serialmente acoplados (1), (3) e (5) com trocadores de calor(2) e (4) para esfriamento intermediário e um trocador de calor (6) paraesfriamento final. Dentro do primeiro reator (1), (GII) é alimentado comocorrente de alimentação (7). O produto é obtido do trocador de calor usadopara o esfriamento final.

A Fig. 7 mostra um reator de leito fixo adiabático (R) em queuma corrente contendo oxigênio (O) é introduzida. Antes de a corrente (O) seralimentada dentro do reator, hidrogênio (H) é misturado. O efluente de reator(P), que é essencialmente livre de oxigênio, é usado para aquecer a corrente(O) dentro do trocador de calor (E). Quando iniciando-se a reação em (R) emum processo contínuo, nenhum efluente está disponível para aquecer acorrente (O). Para esta finalidade, (O) é eletricamente aquecida no trocador decalor elétrico (C).

A seguir, processos preferidos da presente invenção sãolistados, resultantes das seguintes formas de realização 1 a 20, incluindo ascombinações destas formas de realização como explicitamente fornecidas:

1. Um processo para produzir óxido de propileno,compreendendo

(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença deum catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido depropileno, propeno não-reagido e oxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio;

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII)pelo menos parcialmente, por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

2. O processo como descrito na forma de realização 1, em queo catalisador empregado em (III) compreende Sn e pelo menos um metalnobre, selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh e Pt, suportado em pelomenos um óxido de metal.

3. O processo como descrito na forma de realização 1 ou 2, emque o catalisador empregado em (III) compreende de 0,001 a 1% em peso deSn e de 0,001 a 1% em peso de pelo menos um metal nobre suportado empelo menos um óxido de metal, em cada caso com base no peso total de óxidode metal presente no catalisador.

4. O processo como descrito na forma de realização 2 ou 3, emque no catalisador empregado em (III) o óxido de metal é alfa-alumina.

5. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 4, em que no catalisador empregado em (III) o metal nobre é Pt.

6. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 5, em que o catalisador empregado em (III) compreende de0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportado emalfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador.

7. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 6, em que no catalisador empregado em (III) a relação em pesodo pelo menos um metal nobre para Sn é na faixa de 1:4 a 1:0,2.

8. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização de 1 a 7, em que o catalisador empregado em (III) compreendeainda um suporte tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN66131 na faixa de 0,5 a 15 m /g.

9. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 8, em que o catalisador empregado em (III) compreende de0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportado emalfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordocom DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m /g e a relação em peso de Pt para Sn nafaixa de 1:2 a 1:0,5.

10. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 9, em que o catalisador empregado em (III) tem um teor demetal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso baseadono peso total de Sn e do pelo menos um metal nobre presente no catalisador.

11. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 10, em que em (I) propeno é reagido com peróxido dehidrogênio na presença de um catalisador de zeólito contendo titânio e napresença de metanol como solvente.

12. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 11, em que a mistura (GII) adicionalmente compreendepropano.13. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 12, em que a mistura (GIII) compreende no máximo 500 ppmde oxigênio, de 70 a 95% em peso de propeno, de 1 a 20% em peso depropano, em cada caso com base no peso total da mistura (GIII).

14. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 13, em que em (III) o hidrogênio é adicionado em umaquantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio seja nafaixa de 0,1:1 a 4,5:1.

15. O processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 14, em que em (III) a redução é realizada na temperatura nafaixa de 100 a 650°C e uma pressão na faixa de 0,1 a 100 bar.

16. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 15, em que a mistura (GIII) resultante de (III) é pelo menosparcialmente usada para pelo menos parcialmente aquecer a mistura (GII) auma temperatura na faixa de 150 a 300°C.

17. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 16, em que a mistura (GIII) resultante de (III) tem um teor deoxigênio de não mais do que 200 ppm.

18. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 17, adicionalmente compreendendo

(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (III)e reintroduzir o propeno separado dentro de (I).

19. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 18, em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura (GII) écomprimida por uma pressão de 1 a 5 bar a uma pressão de 15 a 20 bar.

20. Processo como descrito em qualquer uma das formas derealização 1 a 19, compreendendo

(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença deum catalisador para fornecer uma mistura (GI) compreendendo de 8 a 13%em peso de óxido de propileno, de 2 a 7% em peso de propeno não-reagido,de 0,01 a 1% em peso de propano e de 0,02 a 0,5% em peso de oxigênio;

(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário,compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso depropano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no pesototal da mistura (GII);

(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII)pelo menos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo de 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25%em peso de Pt suportado em alfa-alumina, o catalisador tendo ainda um teorde metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com baseno peso total da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendouma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a11 m/gea relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, amistura (GIII) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo;

(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (III) ereintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10ppm no máximo, em (I),

em que em (III) a reação de redução é realizada em uma temperatura na faixade 260 a 350°C e em uma pressão na faixa de 10 a 20 bar e em que (III) ohidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação molar dehidrogênio para oxigênio é na faixa de 0,3:1 a 3,5:1.

Além disso, a presente invenção também refere-se ao uso deum catalisador, compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre,preferivelmente um metal nobre selecionado do grupo consistindo de Fe, Co,Ni, Cu, Ru, Rh, Pd, Ag, Os, Ir, Pt, Au e uma mistura de dois ou mais destesmetais, mais preferivelmente consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de doisou mais destes metais, muitíssimo preferivelmente platina, dito estanho e pelomenos um metal nobre preferivelmente sendo suportados em um óxidometálico, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, parapelo menos parcialmente remover oxigênio por reação com hidrogênio deuma mistura compreendendo propeno, oxigênio e opcionalmente propano,dita mistura preferivelmente sendo obtida de uma reação de epoxidação emque propeno é reagido com óxido de propileno.

A presente invenção também refere-se ao uso supracitado emque a reação de oxigênio e hidrogênio é realizada em hidrogêniomolar:relações de oxigênio que sejam menores do que 5, preferivelmentemenores do que ou iguais a 4,5, mais preferivelmente menores do que ouiguais a 4,0, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 3,5. Ainda maispreferivelmente, a relação de hidrogênio:oxigênio é na faixa de 0,1:1 a 4,5:1,mais preferivelmente de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de 0,3:1 a 3,5:1.De acordo com uma forma de realização da presente invenção, a relaçãomolar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 0,4:1 a 3,0:1, maispreferivelmente de 0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e aindamais preferivelmente de 0,7 a 1,5:1. De acordo com outra forma de realizaçãoda presente invenção, a relação molar de hidrogênio: oxigênio épreferivelmente de 1,5:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, maispreferivelmente de 2,5:1 a 3,5:1 e ainda mais preferivelmente de 3,0:1 a 3,5:1.

De acordo com ainda outro aspecto, a presente invençãorefere-se a um processo para remover oxigênio de uma misturacompreendendo uma olefina, mais preferivelmente uma olefinacompreendendo de 2 a 6 átomos de carbono, tal como eteno, propeno, buteno,penteno, hexeno, ainda mais preferivelmente propeno, a misturaopcionalmente compreendendo alcano, preferivelmente um alcanocorrespondendo ao respectivo alqueno, no caso de alqueno ser propeno maispreferivelmente propano, a mistura opcionalmente compreendendoadicionalmente compostos tais como água, um álcool tal como metanol ouetanol, monóxido de carbono e/ou alquino, em que a mistura é reagida comhidrogênio ou uma mistura compreendendo hidrogênio e em que a quantidadede hidrogênio adicionado é ajustada de modo que a mistura submetida àreação tenha uma relação molar de hidrogênio:oxigênio menor do que 5,preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, mais preferivelmente menor doque ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3,5. Aindamais preferivelmente, a relação molar de hidrogênioroxigênio é na faixa de0,1:1 a 4,5:1, mais preferivelmente de 0,2:1 a 4,0:1, mais preferivelmente de0,3:1 a 3,5:1. De acordo com uma forma de realização da presente invenção, arelação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 0,5:1 a 3,0:1, maispreferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e, ainda mais preferivelmente, de 0,7:1 a1,5:1. De acordo com outra forma de realização da presente invenção, arelação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 1,5:1 a 3,5:1, maispreferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,5:1 a 3,5:1 e aindamais preferivelmente de 3,0:1 a 3,5:1.

O processo inventivo é ilustrado pelos seguintes exemplos.

Exemplos

Exemplo 1: Preparação de um catalisador de acordo com a presente invençãoComo suporte, foram usadas esferas de alfa alumina, que sãocomercialmente disponíveis (Spheralite 512 G da Axens, França).

225 g destas esferas de alumina foram impregnadas com 86 mlda solução de 0,3134 g de nitrato de platina, tendo um teor de platina de57,52% em peso. Após 2 h, o suporte de catalisador impregnado foi secado a120°C. O catalisador secado foi subseqüentemente impregnado com 77 ml dasolução de 0,3427 g de diidrato de cloreto de estanho (II). O catalisador foientão secado a 120°C e calcinado a 500°C por 3 h. O catalisador assim obtidotinha a seguinte composição:

alfa-alumina:99,84% em pesoplatina:0,08% em peso

estanho:0,08% em peso

Exemplo 2: Epoxidação de propeno

Uma corrente consistindo de 54,5 g/h de propileno de grauquímico (96% em peso) foi epoxidada com 74,7 g/h de peróxido de hidrogênioaquoso bruto (40% em peso) na presença de uma corrente de metanol (299 g/h)em uma pressão de 20 bar. A epoxidação foi realizada na presença de 100 g decatalisador TS-1. A produção de óxido de propileno, com base no peróxido dehidrogênio, foi de 93,2% em uma conversão de peróxido de hidrogênio de99,8%. O catalisador TS-I era na forma de filamentos tendo um diâmetro médiode cerca de 1,5 mm e um comprimento médio de cerca de 5 mm, os filamentosconsistindo de silicato de titânio-1 como material cataliticamente ativo (cerca de75% em peso) contido em uma matriz de sílica amorfa mesoporosa (cerca de25% em peso). A epoxidação foi realizada em modo de leito fixo isotérmico emuma temperatura média de leito de cerca de 50°C.

A separação dos componentes leves, metanol e água doproduto de reação principal foi realizada em uma torre de destilação tendo 40bandejas, em uma pressão de topo de 1,1 bar, uma corrente de topo da torre dedestilação foi obtida, fornecendo uma corrente (17,5 g/h) contendo 83% empeso de propeno, 12% em peso de propano, 0,6% em peso de oxigênio, 3,3%em peso de metanol e 1% em peso de água. Óxido de propileno, metanol eágua foram retirados do fundo da torre de destilação.

A repetição do mesmo experimento empregando-se propilenograu polimérico resultou em uma corrente (15,9 g/h) contendo 91,2% em pesode propileno, 3,3% em peso de propano, 0,7% em peso de oxigênio, 3,7% empeso de metanol e 1,1% em peso de água.

Exemplo 3: Reação da mistura (GII) obtida de acordo com o exemplo 2,utilizando-se o catalisador de acordo com o exemplo 1

Uma corrente obtida de acordo com o exemplo 2 foicomprimida a uma pressão de 16 bar. Nesta pressão, condensação a 40°C foirealizada, fornecendo uma corrente líquida e uma gasosa. A corrente gasosacontinha 2,8% em volume de oxigênio, 95,3% em volume de propeno, 0,6%em peso de propano, 0,7% em volume de metanol e 0,5% em volume de água.

Esta corrente (238,5 ΝΙ/h) foi submetida a hidrogenação emuma temperatura de 300°C e uma pressão de 12 bar, utilizando-se umacorrente de hidrogênio (22,7 ΝΙ/h) em um reator de leito fixo isotérmicocontendo 100 g de catalisador de acordo com o exemplo 1.

Uma conversão de oxigênio de pelo menos 99,6% foiconseguida, correspondendo a um teor de oxigênio do efluente de reator de nomáximo 100 ppm. A conversão de hidrogênio foi acima de 97,5%, aconversão de propeno foi de 5,4%. A produção com respeito a propano foi de5,3%, a produção com respeito a compostos COx 0,1%.

Exemplo 4: Integração de calor no estágio (III)

Como descrito no exemplo 3, uma corrente obtida de acordocom o exemplo 2 foi comprimida a uma pressão de 16 bar e submetida acondensação a 40°C, fornecendo uma corrente líquida e uma gasosa. Acorrente gasosa essencialmente consistindo de propeno, propano, e oxigêniofoi alimentado ao reator de hidrogenação como descrito no exemplo 3. Antesde a corrente ser alimentada dentro do reator, ela passou por um trocador decalor em que foi aquecida à temperatura de partida de 3OO0C. O meio deaquecimento foi o efluente do reator de hidrogenação. Assim, 150 kW por t(alimentação) puderam ser economizados no processo contínuo por estemétodo de integração de calor.

Claims (20)

1. Processo para produzir óxido de propileno, caracterizadopelo fato de compreender:(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença deum catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido depropileno, propeno não reagido, e oxigênio;(II) separar óxido de propileno da mistura (GI) para forneceruma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio;(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelomenos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizadopelo fato de o catalisador empregado em (III) compreender Sn e pelo menosum metal nobre selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh e Pt, suportadoem pelo menos um óxido de metal.

3. Processo de acordo com a reivindicação 1 ou 2,caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreender de-0,001 a 1% em peso de Sn e de 0,001 a 1% em peso de pelo menos um metalnobre suportado em pelo menos um óxido metálico, em cada caso com baseno peso total do óxido metálico presente no catalisador.

4. Processo de acordo com a reivindicação 2 ou 3,caracterizado pelo fato de no catalisador empregado em (III) o óxido metálicoser alfa-alumina.

5. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 4, caracterizado pelo fato de no catalisador empregado em (III) o metalnobre ser Pt.

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 5, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreenderde 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportadoem alfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador.

7. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 6, caracterizado pelo fato de no catalisador empregado em (III) a relação empeso do pelo menos um metal nobre para Sn ser na faixa de 1:4 a 1:0,2.

8. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 7, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreenderainda um suporte tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m /g.

9. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 8, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreenderde 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportada emalfa alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente nocatalisador, a alfa alumina tendo uma superfície BET determinada de acordocom DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m/g e a relação em peso de Pt para Snsendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

10. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 9, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) ter um teor demetal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com baseno peso total de Sn e do pelo menos um metal nobre presente no catalisador.

11. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 10, caracterizado pelo fato de em (I) propeno ser reagido com peróxido dehidrogênio na presença de um catalisador de zeólito contendo titânio e napresença de metanol como solvente.

12. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 11, caracterizado pelo fato de a mistura (GII) adicionalmente compreenderpropano.

13. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 12, caracterizado pelo fato de a mistura (GIII) compreender no máximo 500ppm de oxigênio, de 70 a 95% em peso de propeno, de 1 a 20% em peso depropano, em cada caso baseados no peso total da mistura (GIII).

14. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 13, caracterizado pelo fato de em (III), o hidrogênio ser adicionado emquantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio seja nafaixa de 0,1:1 a 4,5:1.

15. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 14, caracterizado pelo fato de em (III) a redução ser realizada em umatemperatura na faixa de 100 a 650°C e uma pressão na faixa de 0,1 a 100 bar.

16. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 15, caracterizado pelo fato de a mistura (GIII) resultante de (III) ser pelomenos parcialmente usada para pelo menos parcialmente aquecer a mistura(GII) a uma temperatura na faixa de 150 a 300°C.

17. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 16, caracterizado pelo fato de a mistura (GIII) resultante de (III) ter um teorde oxigênio de não mais do que 200 ppm.

18. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 17, caracterizado pelo fato de adicionalmente compreender(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (III) ereintroduzir propeno separado em (I).

19. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 18, caracterizado pelo fato de, entre os estágios (II) e iii), a mistura (GIII)ser comprimida por uma pressão de 1 a 5 bar a uma pressão de 15 a 20 bar.

20. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1a 19, caracterizado pelo fato de compreender:(I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença deum catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo de 8 a 13%em peso de óxido de propileno, de 2 a 7% em peso de propeno não reagido,de 0,01 a 1% em peso de propano e de 0,02 a 0,5% em peso de oxigênio;(II) separar óxido de propileno da mistura (GI), para forneceruma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário,compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso depropano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no pesototal da mistura (GII);(III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelomenos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de umcatalisador compreendendo de 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25%em peso de Pt suportado em alfa alumina, o catalisador tendo ainda um teorde metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metalalcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com baseno peso total da alfa alumina presente no catalisador, a alfa alumina tendouma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m2 /g e a relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, amistura (GIII) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo;(IV) separar propeno da mistura (GIII) resultante de (TII) ereintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10ppm no máximo, dentro de (I),em que em (III) a reação de redução é realizada em umatemperatura na faixa de 260 a 350°C e em uma pressão na faixa de 10 a 20bar e em que em (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modoque a relação molar de hidrogênio para oxigênio é na faixa de 0,3:1 a 3,5:1.