BRPI0612095B1

BRPI0612095B1 - Processo para produzir óxido de propileno

Info

Publication number: BRPI0612095B1
Application number: BRPI0612095-4A
Authority: BR
Inventors: Götz-Peter Schindler; Christian Walsdorff; Reinhard Körner; Hans-Georg Göbbel
Original assignee: Basf Ag; Dow Chemical Co
Priority date: 2005-06-29
Filing date: 2006-06-20
Publication date: 2015-08-11
Also published as: ATE491698T1; EP1899311B1; US20070004926A1; WO2007000396A1; US20080167484A1; RU2397977C2; KR101251185B1; CN101223152B; EP1899311A1; RU2008102528A; CN101223152A; BRPI0612095A2; US7863468B2; ES2358216T3; KR20080038318A; MY145065A; ZA200800770B; MX2007015973A; DE602006018923D1

Description

“PROCESSO PARA PRODUZIR ÓXIDO DE PROPILENO” Campo da Invenção A presente invenção refere-se a um processo para produzir óxido de propileno por epoxidação de propeno com peróxido de hidrogênio, na presença de um catalisador, em que uma mistura (GII), obtida no processo que compreende propeno e oxigênio, é submetida a uma reação de redução em que pelo menos uma parte de dito oxigênio compreendido em (GII) é reagido com hidrogênio, na presença de um catalisador específico, dito catalisador compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre.

Fundamentos da Invenção A DE 101 55 470 Al descreve um método para a síntese de óxido de propileno pela epoxidação de propeno, com recuperação de propeno não reagido, em que o propeno é recuperado de pelo menos uma parte de uma corrente de gás de saída, (ii) compressão e (iii) condensação da corrente resultante, (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 para permeação a gás. A adição de nitrogênio é conduzida a fim de obter uma corrente resultando do retido da permeação a gás, que tem um baixo teor de oxigênio. Assim, a formação de uma mistura inflamável é evitada. AEP 0719768 A1 descreve um processo para recuperar uma olefina e oxigênio, que são compreendidos em uma corrente de gás de saída obtida da reação catalítica da olefina com peróxido de hidrogênio. Neste processo de separação, a corrente de gás de saída é contatada com um agente de 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 recuperação dos compostos combustíveis de uma corrente de gás compreendendo os compostos combustíveis e oxigênio, por absorção seletiva em um solvente.

Durante a absorção, a fase gás é dispersa em uma fase líquida contínua do solvente. Como explicitamente citado, um gás inerte deve ser alimentado à zona aérea da unidade de absorção acima do nível de líquido, devido a aspectos de segurança. Esta adição do gás inerte é necessária para evitar-se a formação de uma mistura inflamável. O WO 2004/037802 Al descreve um método para continuamente retomar uma olefina que não foi reagida com hidroperóxido em uma reação de epoxidação de olefina. A olefina é contida em uma corrente de 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 da corrente de gás de saída obtida em (i) por destilação e (iii) epoxidar a olefina separada em (ii) com hidroperóxido. Neste método, não é necessário separadamente adicionar um gás inerte, uma vez que, para separar os oxiranos por destilação, um gás inerte já foi adicionado para controlar a coluna de destilação. A US 3.312.719 descreve um processo para oxidar um hidrocarboneto alifático insaturado com um gás contendo oxigênio molecular, utilizando-se nesta oxidação um excesso de hidrocarboneto alifático inferior e reciclando-se o hidrocarboneto alifático inferior não reagido após separação dele os produtos de oxidação principais, pelo menos uma parte de dito hidrocarboneto alifático inferior é extraído da corrente de gás principal com um hidrocarboneto de mais elevada ebulição. Subseqüentemente, o hidrogênio inferior dissolvido no líquido de lavagem é soprado do líquido de lavagem usando-se o gás contendo oxigênio molecular. A US 6.712.942 B2 descreve um processo para elaborar uma mistura compreendendo um alqueno e oxigênio, em que o oxigênio é removido desta mistura por um método não destilativo. Da mistura resultante compreendendo alqueno, o alqueno é separado por destilação. A US 6.712.942 B2 descreve várias possibilidades de como separar oxigênio por um método não-destilativo. De acordo com uma alternativa, o oxigênio é queimado usando-se um catalisador. De acordo com outra alternativa, o oxigênio é queimado sem um catalisador. Quanto a possíveis catalisadores para queimar oxigênio, são descritos catalisadores Pd que são suportado em alumina. Também catalisadores de cromito de cobre são mencionados. De acordo com ainda outra alternativa de um método não destilativo, reação do oxigênio com um composto químico adequado é descrita em que a oxidesidrogenação é explicitamente mencionada. Como catalisador útil para a reação de oxidesidrogenação, somente um catalisador LiCl/Ti02 é especificamente descrito, preparado de acordo com um artigo Xu e Lunsford (React. Kinet. Catai. Lett. 57 (1996) páginas 3 a 11). E explicitamente citado na US 6.712.942 B2 que, após uma primeira separação de oxigênio, a mistura de gás deve ser trazida em contato com um sólido adequado, tal como cobre fmamente dividido sobre silicato de Mg, para mais separação de oxigênio. A US 4.870.201 descreve um processo para a produção de nitrilas de hidrocarbonetos por reação com oxigênio, ar ou um gás enriquecido de oxigênio em relação ao ar, e amônia na presença de um catalisador de amoxidação. Após a desidrogenação catalítica do alcano em alqueno e subseqüente amoxidação, a mistura de reação obtida é extinta e a corrente de gás obtida é separada em uma unidade de adsorção oscilante pressurizada, tendo dois leitos de adsorção. Do primeiro leito é obtida uma corrente compreendendo não reagidos alcano, alqueno e, tipicamente, 1 a 2 por cento em volume de oxigênio. Adicionalmente, uma corrente é obtida do primeiro leito, que compreende oxigênio e opcionalmente, nitrogênio e hidrogênio. Esta corrente é alimentada a um segundo leito de adsorção a um segundo leito de adsorção, de que uma corrente compreendendo oxigênio e uma corrente enriquecida por hidrogênio são obtidas, pelo menos uma parte da corrente enriquecida com hidrogênio e da corrente compreendendo alqueno e alcano do primeiro leito é submetida a uma oxidação seletiva, a fim de remover o oxigênio remanescente. Como catalisador adequado para a oxidação seletiva, metais nobres e especialmente platina ou paládio sobre alumina são descritos. Além daquela descrição, a US 4.870.201 não contém qualquer outra informação referente a estas catalisadores. A corrente que é obtida do primeiro leito de adsorção e que é submetida à oxidação seletiva tipicamente compreende de 1,2 a 1,7 por cento em volume de propeno, de 61,4 a 79,2 por cento em volume de propano e de 2,9 a 3,2 por cento em volume de oxigênio. A US. 4.943.650 descreve um processo similar. A corrente que é submetida à oxidação seletiva tipicamente compreende cerca de 1,5 por cento em volume de propeno, de 88,8 a 90,7 por cento em volume de propano e menos do que 1 por cento em volume de oxigênio, tal como, p. ex., 0,6 ou 0,7 por cento em volume de oxigênio. A US 4.990.632 descreve um processo para a produção de óxidos, em que um alcano gasoso é desidrogenado no correspondente alqueno e o alqueno obtido é reagido com um gás compreendendo ar em uma reação de fase para um oxido de alquileno. Subseqüentemente, a corrente de produto é extinta em um líquido em que uma fase líquida compreendendo o óxido de alquileno e uma fase gás são obtidas. A fase gás é alimentada a um aparelho oscilante pressurizado para remover, entre outros, oxigênio. A corrente de gás, assim obtida, é submetida a uma oxidação seletiva, em que o oxigênio remanescente é removido. Portanto, no processo da US 4.990.632 há dois estágios de processo obrigatórios, em que o oxigênio é removido. A corrente compreendendo 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 daquela descrição, a US 4.990.632 não contém qualquer outra informação referente a estes catalisadores. A corrente obtida do aparelho oscilante pressurizado compreendendo propeno, propano e oxigênio tipicamente contém cerca de 60 por cento em volume de propeno e cerca de 30 por cento em volume de propano. A US 5.929.258 descreve um método de manufaturar um epóxido, em que em uma etapa de desidrogenação, um gás compreendendo um alcano é desidrogenado e em que o gás obtido compreende alqueno e hidrogênio. Este gás é reagido com mais gás compreendendo oxigênio em uma reação de fase gás, de modo que o alqueno é epoxidado. Como catalisador, um catalisador compreendendo ouro é empregado.

Subseqüentemente, o epóxido é separado, em que um gás compreendendo hidrogênio não reagido e oxigênio não reagido é obtido. Adicionalmente, este gás pode compreender subprodutos, alcano não reagido, alqueno não reagido.

Subseqüentemente, oxigênio e hidrogênio são reagidos entre si, em que um gás é obtido que contém alcano não reagido, com referência ao catalisador, a US 5.929.258 somente contém a insinuação de que esta catalisador preferivelmente contém um metal nobre do grupo VIII, tal como platina ou paládio, ou, altemativamente, partículas de ouro ultrafmas, tendo um diâmetro de 10 nm ou menos. Nos exemplos da US 5.929.258, um catalisador de platina suportado em alumina é descrito. O WO 2004/033598 Al descreve um processo para a remoção de oxigênio de uma mistura de gás compreendendo oxigênio, pelo menos uma olefina, hidrogênio, monóxido de carbono e, opcionalmente, pelo menos uma alquina, em que a relação de oxigênio :hidrogênio da mistura de gás é 1 parte em volume de oxigênio a pelo menos 5 partes de volume de hidrogênio, isto é, a relação volumétrica de oxigênio para hidrogênio deve ser menor do que ou igual a 0,2, isto é, a relação de hidrogênio:oxigênio é maior do que ou igual a 5. Por conseguinte, os exemplos 9 e 10 do WO 2004/033598 Al descreve correntes de gás tendo uma relação molar de oxigênio:hidrogênio de 0,0034, isto é, uma relação molar de hidrogênio:oxigênio de 294, e os exemplos 11 e 12 descrevem correntes de gás tendo uma relação de oxigênio :hidrogênio de 0,0052, isto é, uma relação molar de hidrogênio:oxigênio de 192. O processo compreende contatar a mistura de gás com o catalisador em uma zona de reação sob condições suficientes para oxidar pelo menos uma parte do hidrogênio e pelo menos uma parte do monóxido de carbono, sem hidrogenação significativa da pelo menos uma olefina. O catalisador compreende pelo menos um metal selecionado do grupo consistindo do 102 e do 112 grupo da tabela periódica dos elementos, o metal ou óxido do metal sendo suportado em um suporte de óxido, desde que, onde o catalisador compreenda pelo menos um metal ou óxido de metal do grupo 112, o suporte de óxido seja um zeólito. As misturas de gás submetidas ao processo do WO 2004/033598 Al são tipicamente obtidas do craqueamento a vapor de hidrocarbonetos, desidrogenação de estoque de alimentação parafínica, conversão de metanol em olefmas e craqueamento auto-térmico de hidrocarbonetos. O processo do WO 2004/033598 Al é particularmente adequado para as misturas de gás compreendendo de mais do que 0 até e incluindo 60% em volume de olefina. Vantajosamente, o processo do WO 2004/033598 Al possibilita que o oxigênio seja removido das misturas de gás contendo baixos níveis de oxigênio, tais como 2000 ppm ou menos de oxigênio e especialmente das misturas de gás tendo baixa concentração de oxigênio e uma elevada concentração de hidrogênio, tal como pelo menos 10% em volume de hidrogênio ou, por exemplo, mais do que 40% em volume de hidrogênio. Catalisadores preferidos de acordo com os exemplos do WO 2004/033598 Al contêm platina e estanho suportados em sílica, o catalisador compreendendo pelo menos 0,7% em peso de platina e pelo menos 1,87% em peso de estanho.

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

Além disso, as técnicas de adsorção descritas na técnica anterior têm a principal desvantagem de que, durante a adsorção, a faixa explosiva das misturas de propeno/oxigênio é ultrapassada devido à crescente concentração de oxigênio absorvido. Conseqüentemente, a fim de evitarem-se riscos de processamento, os aparelhos usados para as técnicas de adsorção têm que ser construídos altamente resistentes à pressão, assim causando atos custos que, por sua vez, tomam o processo global economicamente indesejável.

Portanto, é um objetivo da presente invenção fornecer um processo para produzir óxido de propileno em que uma remoção eficaz de oxigênio das misturas de gás, direta ou indiretamente obtida pela reação de epoxidação de propeno, é conseguida. r E ainda um outro objetivo da presente invenção fornecer um processo para produzir óxido de propileno em que integração de calor é aperfeiçoada em estágios de reação específicos. E outro objetivo da presente invenção fornecer um catalisador específico para uso em um estágio de elaboração de um processo para produzir óxido de propileno, em que o oxigênio do estágio de elaboração é eficazmente removido de uma mistura de gás. É ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um estágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, em que o oxigênio do estágio de elaboração é eficazmente removido de uma mistura de gás compreendendo oxigênio e propeno, em que as desvantagens do processo de absorção são evitadas. É ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um estágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, em que o oxigênio do estágio de elaboração é eficazmente removido de uma mistura de gás compreendendo oxigênio e propeno por um catalisador especificamente adaptado, em combinação com uma adição especificamente adaptada de hidrogênio. E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um estágio de elaboração como descrito acima, que pode ser também usado para eficazmente remover oxigênio de misturas de gás compreendendo uma olefína e oxigênio, a olefina sendo diferente do propeno, em que as desvantagens do processo de absorção são evitadas. r E ainda outro objetivo da presente invenção melhorar os aspectos de integração do calor de um processo de epoxidação de propeno. r E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um estágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, em que metanol é usado como solvente ou parte de uma mistura de solventes, em que metanol é separado no estágio de elaboração tendo um grau de pureza que permite reciclagem direta dentro do processo. r E ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um estágio de elaboração em um processo para produzir óxido de propileno, em que propeno é usado como material de partida, em que propeno não-reagido é separado no estágio de elaboração tendo um grau de pureza que permite reciclagem direta para dentro do processo. É ainda outro objetivo da presente invenção fornecer um processo para produzir óxido de propileno, em que misturas de gás, tendo uma concentração de oxigênio demasiado elevada, são evitadas.

Sumário da Invenção Portanto, a presente invenção fornece um processo para produzir óxido de propileno compreendendo (I) 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 (GII) compreendendo propeno e oxigênio; (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente, pela reação com hidrogênio, na presença de um catalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

Portanto, a presente invenção também fornece um processo para produzir óxido de propileno, compreendendo (I) Reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presença de um 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 fornecer uma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário, compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso de propano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no peso total da mistura (GII); (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador 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 teor de metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com base no peso total da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma 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, a mistura (GUI) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo; (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10 ppm no máximo, dentro de (I), em que em (III) a reação de redução é realizada em uma temperatura na faixa de 260 a 350°C e uma pressão na faixa de 10 a 20 bar e em que em (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação 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 processo para produzir óxido de propileno, compreendendo (I) 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 (GII) compreendendo propeno e oxigênio; (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente, por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador 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 pelo menos um solvente. Exemplos de solventes preferidos são, entre outros, - água, álcoois, preferivelmente álcoois inferiores, mais preferivelmente álcoois tendo menos do que 6 átomos de carbono, por exemplo, metanol, etanol, propanóis, butanóis e pentanóis, dióis ou polióis, preferivelmente aqueles tendo menos do que 6 átomos de carbono, éteres tais como dietil éter, tetraidrofurano, 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 de solventes compreendendo água, em que a água pode ser introduzida como tal e/ou via, por exemplo, uma solução de hidroperóxido aquosa, tal como uma solução de peróxido de hidrogênio aquosa, misturas preferidas compreendem metanol e água ou etanol e água ou metanol, etanol e água, uma mistura de metanol e água sendo especialmente preferida. Mais preferivelmente, a mistura de solventes essencialmente consiste de metanol e água. De acordo com outras formas de realização, as misturas de solventes compreendem pelo menos uma nitrila e água, preferivelmente acetonitrila e água, esta mistura mais 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 ou três estágios, mais preferivelmente em um ou dois estágios e, especialmente preferível em dois estágios.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que em (I) propeno é reagido com peróxido de hidrogênio, 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/água como solvente, em dois estágios de reação, para obter uma mistura (GI) que compreende óxido de propileno, propeno não reagido e oxigênio, preferivelmente adicionalmente metanol e água.

No caso de acetonitrila ou uma mistura de acetonitrila/água ser usada como solvente ou mistura de solventes, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que em (I) propeno é reagido com peróxido de hidrogênio, na presença de um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido de propileno, propeno não reagido e oxigênio, preferivelmente na presença de acetonitrila e/ou uma mistura de acetonitrila/água como solvente, em dois estágios de reação, para obter-se uma mistura (GI) que compreende óxido de propileno, propeno não reagido 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 reação subseqüentes.

Portanto, o processo inventivo compreende em (I) pelo menos a seguinte seqüência de estágios (i) a (iii): (i) reação de propeno com peróxido de hidrogênio, para fornecer uma mistura compreendendo óxido de propileno, propeno não reagido e, preferivelmente, adicionalmente metanol e água; (ii) separação do propeno não reagido da mistura resultante do estágio (i), (iii) reação do propeno que foi separado no estágio (ii) com peróxido de hidrogênio.

Portanto, o estágio (I) do processo inventivo pode compreender, além dos estágios (i) e (iii), pelo menos um outro estágio de reação e, além do estágio (ii), pelo menos um outro estágio de separação. De acordo 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 específicas quanto a como a reação é realizada.

Portanto, é possível realizar um dos estágios de reação em modo de batelada ou em modo semi-contínuo ou em modo contínuo e independentemente deles, o outro estágio de reação em modo de batelada ou em modo semi-contínuo ou em modo contínuo. A reação de epoxidação dos estágios (i) e (iii) é preferivelmente realizada na presença de pelo menos um catalisador de zeólito. Os zeólitos são, como é sabido, aluminossilicatos cristalinos, tendo estruturas de canal e gaiola ordenadas e contendo microporos que são preferivelmente menores do que cerca de 0,9 nm. A rede de tais zeólitos é composta de tetraedros de S1O4 e AIO4, que são unidos via pontes de oxigênio compartilhadas. Um resumo das estruturas conhecidas pode ser encontrado, por exemplo, em W. M. Meier, D. H. Olson e Ch. Baerlocher, “Atlas of Zeolite Structure Types”, Elsevier, 5a. edição, Amsterdam 2001. São também conhecidos zeólitos em que nenhum alumínio está presente e em que parte do Si(IV) da treliça de silicato é substituída por titânio como Ti(IV). Estes zeólitos de titânio, em particular aqueles tendo uma estrutura cristalina do tipo MFI, e possíveis modos de prepará-los, são descritos, por exemplo, na EP 0 311 983 A2 ou EP 0 405 978 Al. com exceção de silício e titânio, tais materiais podem ainda compreender elementos adicionais tais como alumínio, zircônio, estanho, ferro, cobalto, níquel, gálio, germânio, boro ou pequenas quantidades de flúor. Nos catalisadores de zeólito que foram preferivelmente regenerados pelo processo da invenção, parte do ou todo o titânio do zeólito pode ter sido substituído por vanádio, zircônio, cromo ou nióbio ou uma mistura de dois ou mais deles. A relação molar de titânio e/ou vanádio, zircônio, cromo ou nióbio para a soma de silício e titânio e/ou vanádio e/ou zircônio e/ou cromo e/ou nióbio é geralmente na faixa de 0,01:1 a 0,1:1.

Os zeólitos de titânio, em particular aqueles tendo uma estrutura cristalina do tipo MFI, e possíveis maneiras de prepará-los, são descritos, por exemplo, em WO 98/55228, EP 0 311 983 A2, EP 0 405 978 Al, 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 e também via uma faixa de vibração de treliça na região infravermelha (IR) a cerca de 960 cm'1 e, assim, diferir dos titanatos de metal alcalino ou fases de Ti02 cristalina e amorfa.

Menção específica pode ser feita de zeólitos contendo titânio, germânio, telúrio, vanádio, cromo, nióbio, zircônio, tendo uma estrutura de zeólito pentasil, em particular os tipos a que podem ser atribuídas cristalograficamente em raio-X as estruturas ABW, ACO, AEI, 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, BEA, 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 T, 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, TON, TSC, UEI, UFI, UOZ, USI, UTL, VET, VFI, VNI, VSV, WEI, WEN, YUG e ZON, e também estruturas mistas de duas ou mais da estruturas supracitadas. Além disso, zeólitos contendo titânio, tendo a estrutura ITQ-4, SSZ-24, TTM-1, UTD-1, CIT-1 oU CIT-5, são também concebíveis para uso no processo da invenção. Além disso, os zeólitos contendo titânio que podem ser mencionados são aqueles tendo a estrutura ZSM-48 ou ZSM-12.

Para fins da presente invenção, é dada preferência à utilização de zeólitos Ti tendo uma estrutura MFI, uma estrutura MEL, uma estrutura mista MFI/MEL ou uma estrutura MWW. Além disso, é dada preferência especificamente aos catalisadores de zeólito contendo Ti, que são geralmente referidos como "TS-1", "TS-2", TS-3", e também zeólitos Ti tendo uma estrutura de armação isomorfa com beta-zeólito. Preferência muito particular é dada à utilização de catalisadores de zeólito da estrutura TS-1 e da estrutura Ti-MWW.

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

No caso específico em que um catalisador TS1 é empregado em (I), é usado como solvente metanol ou uma mistura de metanol/água, como descrito acima.

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

Muitíssimo preferivelmente, um catalisador TS1 ou Ti-MWW é empregado, que é produzido formando-se primeiro microesferas, por exemplo, microesferas formadas de acordo com EP 0 200 260 A2, e em seguida 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 corpos conformados, tais como microesferas, extrusados, grânulos, pelotas e similares, é possível utilizar-se pelo menos um aglutinante adicional e/ou pelo menos um agente de colagem e/ou pelo menos um agente formador de poros.

Antes da utilização do catalisador na reação de epoxidação da presente invenção, é possível adequadamente pré-tratar o catalisador. No caso de o catalisador ser usado como catalisador suportado, um veículo pode ser preferivelmente usado que seja inerte, isto é, que não reaja com peróxido de hidrogênio, olefina e óxido de olefina.

As reações dos estágios (i) e (iii) são preferivelmente realizadas em modo de suspensão ou modo de leito fixo, muitíssimo preferivelmente em modo de leito fixo.

No processo inventivo, é possível utilizarem-se os mesmos ou diferentes tipos de reatores dos estágios (i) e (iii). Assim, é possível realizarem-se um dos estágios de reação em um reator isotérmico ou adiabático e ou outro estágio de reação, independentemente entre eles, em um reator isotérmico ou adiabático. O termo “reator” como usado a este respeito compreende um reator único, uma cascata de pelo menos dois reatores conectados serialmente, pelo menos dois reatores que operados em paralelos ou uma multidão de reatores, em que pelo menos dois reatores são serialmente acoplados e em que pelo menos dois reatores são operados em paralelo. De acordo com uma forma de realização preferida, o estágio (i) da presente invenção é realizado em pelo menos dois reatores, que são operados em paralelo e o estágio (iii) da presente invenção é realizado em um único reator.

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

No caso dos reatores serem operados em modo de fluxo descendente, prefere-se utilizar reatores de leito fixo, que são preferivelmente reatores tubulares, multi-tubulares ou de multi-placas, muitíssimo preferivelmente equipados com pelo menos uma camisa de esfriamento. Neste caso, a reação de epoxidação é realizada em uma temperatura de cerca de 30 a 80°C. Neste caso, a reação de epoxidação é realizada em uma temperatura de 30 a 80°C e o perfil de temperatura dentro dos reatores é mantida em um nível de modo que a temperatura do meio de esfriamento dentro das camisas de esfriamento seja de pelo menos 40°C e a temperatura máxima dentro do leito de catalisador seja de 60°C. No caso de operação de fluxo descendente dos reatores, 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 preferivelmente em uma única fase líquida, ou em um sistema multifases compreendendo, por exemplo, 2 ou 3 fases. Quanto ao modo de operação de fluxo descendente, é especialmente preferido conduzir a reação de epoxidação em uma mistura de reação de multifases, compreendendo uma fase rica em peróxido de hidrogênio aquosa líquida, contendo metanol e uma fase rica em olefina orgânica líquida, preferivelmente uma fase rica em propeno.

No caso de os reatores serem operados em modo de fluxo ascendente, prefere-se utilizar reatores de leito fixo. É ainda mais preferido utilizar pelo menos dois reatores de leito fixo no estágio (i) e pelo menos um reator no estágio (iii). De acordo com ainda uma outra forma de realização, os pelo menos dois reatores usados no estágio (i) são serialmente conectados ou operados em paralelo, mais preferivelmente operados em paralelo.

Genericamente, é necessário equipar pelo menos um dos reatores usados no estágio (i) e/ou (III) com um meio de esfriamento, tal como uma camisa de esfriamento, a fim de remover pelo menos parcialmente o calor resultante da reação dentro do respectivo reator. Especialmente preferível, pelo menos dois reatores são empregados no estágio (i), que são conectados em paralelo e podem ser operados altemadamente. No caso de os reatores serem operados no modo de fluxo ascendente, os dois ou mais reatores conectados em paralelo no estágio (i) são particular e preferivelmente reatores de tubo, reatores de multi-tubos ou reatores de multi-placas, mais preferivelmente reatores 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, mais preferivelmente de 1000 a 7000 e, particular e preferivelmente de 3000 a 6000 tubos. Para regenerar o catalisador usado para a reação de epoxidação, é possível que pelo menos um dos reatores conectados em paralelo seja retirado de operação durante o respectivo estágio de reação e que o catalisador presente neste reator seja regenerado, dom pelo menos um reator sempre estando disponível para reação do material de partida ou materiais de partida em cada estágio, durante o curso do processo contínuo.

Como meio de esfriamento usado para esfriar os meios de reação dos reatores acima mencionados, equipados com camisas de esfriamento, não há restrições específicas. Especialmente preferidos são óleos, álcoois, sais líquidos ou água, tais como água de rio, água salobra e/ou água de mar, que pode, em cada caso, por exemplo, preferivelmente ser retirada de um rio e/ou lago e/ou mar próximo da planta química em que o reator da invenção e o processo da invenção são usados e, após qualquer necessária remoção adequada do material suspenso por filtragem e/ou sedimentação, ser usada diretamente sem mais tratamento para esfriar os r reatores. Agua de esfriamento secundária, que é preferivelmente transportada em tomo de um circuito fechado, é particularmente útil para fins de esfriamento. Esta água de esfriamento secundária é geralmente essencialmente água deionizada ou desmineralizada, a que pelo menos um agente anti-incmstação foi preferivelmente adicionado. Mais preferivelmente, esta água de esfriamento secundária circula entre o reator da invenção e, por exemplo, uma torre de esfriamento. Preferência é igualmente dada à água de esfriamento secundária sendo, por exemplo, contra-esfriada em pelo menos um trocador de calor de contracorrente por, por exemplo, água de rio, água salobra e/ou água do mar.

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

Portanto, a presente invenção também se refere a um processo como descrito acima, em que no estágio (i) pelo menos dois reatores de camisa e tubo, cada um tendo de 1 a 20.000 tubos internos e sendo continuamente operado em modo de fluxo ascendente, ditos reatores sendo operados em paralelo, são empregados e em que no estágio (iii) um reator de poço adiabático ou dois reatores de poço adiabáticos, sendo continuamente operados em modo de fluxo ascendente, são empregados. Ainda mais preferivelmente, a reação em pelo menos um destes reatores, mais preferivelmente nos pelo menos dois reatores do estágio (i) e ainda mais preferivelmente em todos os reatores usados nos estados (i) e (iii) é conduzida de 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 como reator de leito fixo, em que o catalisador é um catalisador de zeólito de titânio, mais preferivelmente um catalisador TS1 ou Ti-MWW e, mesmo mais preferivelmente, um catalisador TS1.

Dependendo das características específicas do catalisador que é usado como catalisador de leito fixo, pode ser necessário utilizar-se pelo menos um composto inerte adicional, a fim de manter o catalisador, por exemplo, o catalisador na forma de corpos conformados, tais como extrusados ou similares, em um estado de leito fixo. Assim, pelo menos uma camada de corpos conformados, consistindo ou essencialmente consistindo do pelo menos um composto inerte, pode ser arranjada abaixo ou acima ou abaixo e acima de uma tal formação de camada de catalisador, por exemplo, uma estrutura intercalada. Esta concepção pode também ser aplicada a reatores horizontalmente dispostos. Neste contexto, a expressão “composto inerte” refere-se a um composto que não participa da reação ou reações realizadas dentro reator em que o composto inerte é empregado. Quanto à presente reação 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 como aços 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 em estado de leito fixo. Os corpos conformados, tais como pelotas, esferas, cilindros e similares podem ser empregados. Diâmetros preferidos são de 2 a 35 mm, mais preferivelmente de 3 a 30 mm e, mais preferivelmente, de 4 a 10 mm. O peróxido de hidrogênio é usado no processo de acordo com a presente invenção na forma de uma solução aquosa com um teor de peróxido de hidrogênio geralmente de 1 a 90% em peso, preferivelmente de 10 a 70% em peso, mais preferivelmente de 10 a 60% em peso. Uma solução tendo de 20 a menos do que 50% em peso de peróxido de hidrogênio é particularmente preferida.

De acordo com outra forma de realização da presente invenção, uma solução de peróxido de hidrogênio aquosa bruta pode ser empregada. Como solução de peróxido de hidrogênio aquosa bruta, pode ser usada uma solução, que é obtida por extração de uma mistura com água essencialmente pura, em que os resultados da mistura de um processo conhecido como processo antraquinona (vide, p. ex., Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry, 5a. edição, volume 3 (1989) páginas 447-457). Neste processo, o peróxido de hidrogênio formado é geralmente separado por extração da solução de trabalho. Esta extração pode ser realizada com água essencialmente pura e o peróxido de hidrogênio aquoso bruto é obtido. De acordo com uma forma de realização da presente invenção, esta solução bruta pode ser empregada sem mais purificação.

Para preparar o peróxido de hidrogênio que é preferivelmente usado, é possível empregar-se, por exemplo, o processo antraquinona, por meio do qual virtualmente a inteira produção mundial de peróxido de hidrogênio é produzida. Uma avaliação do processo antraquinona é dada em "Ullmamfs Encyclopedia of Industrial Chemistry", 5a. edição, volume 13, páginas 447 a 456. r E igualmente concebível obter-se peróxido de hidrogênio convertendo-se ácido sulfurico em ácido peroxodissulfurico por oxidação anódica com evolução simultânea de hidrogênio no catodo. Hidrólise do ácido peroxodissulfurico então resulta, via ácido peroxomonossulfurico, em peróxido de hidrogênio e ácido sulfurico, que assim são obtidos de volta.

Naturalmente, a preparação de peróxido de hidrogênio pelos elementos é também possível.

Antes de o peróxido de hidrogênio ser usado no processo da invenção, é possível livrar, por exemplo, uma solução de peróxido de hidrogênio comercialmente disponível de íons indesejáveis. Métodos concebíveis são, entre outros, aqueles descritos, por exemplo, nas US 5.932.187, DE 42 22 109 Al ou US 5.397.475. É igualmente possível remover pelo menos um sal presente na solução de peróxido de hidrogênio da solução de peróxido de hidrogênio por meio de troca de íons em uma aparelho que contém pelo menos um leito trocador de íons não ácido, tendo uma área de 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 particular menos do que ou igual a 1,5. F . Para fins da presente invenção, é em princípio possível utilizarem-se todos os leitos trocadores de íons não-ácidos compreendendo trocadores de cátions e/ou trocadores de ânions. É também possível que os trocadores de cátions e ânions sejam usados como leitos mistos dentro de um leito trocador de íons. em uma forma de realização preferida 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, mais particularmente preferível aquela de um trocador de ânions fracamente básicos. A reação nos reatores de acordo com o estágio (i) é preferivelmente realizada em condições de reação, de modo que a conversão de peróxido de hidrogênio seja de pelo menos 80%, mais preferivelmente de pelo menos 85% e, ainda mais preferivelmente, pelo menos 90%. A pressão nos reatores é geralmente na faixa de 10 a 30 bar, mais preferivelmente de 15 a 25 bar. A temperatura da água de esfriamento é na faixa de preferivelmente 20 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 da invenção, de acordo com a qual o reator ou os reatores do estágio (i) são reatores de leito fixo, a mistura produto obtida deles essencialmente consiste de óxido de propileno, propeno não reagido, metanol, água e peróxido de hidrogênio e opcionalmente propano.

De acordo com uma forma de realização preferida, a mistura produto, 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 peso total 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 da mistura 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 da mistura 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 da mistura produto.

De acordo com o estágio (ii), propeno não reagido é separado da mistura resultante do estágio (i). Esta separação pode ser conduzida essencialmente por cada método adequado, preferivelmente, esta separação é realizada por destilação, usando-se pelo menos uma coluna de destilação. A mistura de reação obtida do pelo menos um reator, preferivelmente dos pelo menos dois reatores usados no estágio (i), compreendendo propeno não reagido, óxido de propileno, metanol, água e peróxido de hidrogênio não reagido, é introduzida na coluna de destilação. A coluna de destilação é preferivelmente operada em uma pressão de topo de 1 a 10 bar, mais preferivelmente de 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 3 bar e, ainda mais 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. De acordo com uma forma de realização especialmente preferida, 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) de 2 a 30 estágios teóricos abaixo do topo, preferivelmente de 10 a 20 estágios teóricos abaixo do topo da coluna. A temperatura da mistura produto, obtida do estágio (i), é preferivelmente 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 é preferivelmente aquecido em pelo menos trocador de calor a uma temperatura na faixa de 50 a 80°C, mais preferivelmente de 60 a 70°C.

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

No topo da coluna de destilação de (ii), uma corrente essencialmente consistindo de óxido de propileno, metanol, oxigênio e propeno não reagido é obtida. No topo da coluna, é obtida uma mistura tendo um teor de água de não mais do que 0,5% em peso, preferivelmente de não mais do que 0,4% em peso e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 0,3% em peso e tendo um teor de peróxido de hidrogênio de não mais do que 100 ppm, preferivelmente de não mais do que 20 ppm e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 10 ppm, em cada caso com base no peso total da mistura obtida no topo da coluna, preferivelmente, esta corrente tem um teor de oxigênio de 0,01 a 1% em peso, mais preferivelmente de 0,03 a 0,75% em peso e, ainda mais preferivelmente, de 0,05 a 0,5% em peso.

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

Portanto, dependendo do respectivo ponto de vista, a separação destilativa, de acordo com o estágio (ii), pode ser descrita como separação de propeno não reagido ou, altemativamente, como separação de óxido de propileno.

De acordo com uma forma de realização preferida da presente invenção, o evaporador da coluna de destilação usado no estágio (ii) é pelo menos parcialmente operado usando-se pelo menos parcialmente uma corrente de topo (Td). preferivelmente, de 5 a 60%, mais preferivelmente de 15 a 50 e, especialmente preferível, de 20 a 40% de (Td) são usados para operar o evaporador da coluna de destilação do estágio (ii). Esta corrente de topo (Td) é muitíssimo preferivelmente obtida no processo de epoxidação inventivo em um estágio de elaboração em que metanol é separado de uma mistura compreendendo água e pelo menos 55% em peso de metanol, mais preferivelmente água e pelo menos um composto tendo uma temperatura de ebulição menor do que a do metanol e menor do que a da água em uma dada pressão, tal como aldeídos, tais como, por exemplo, acetaldeído e/ou propionaldeído, ou outros compostos tais como dioxolanos, e pelo menos 60% em peso de metanol, em pelo menos um estágio de destilação, para obter-se uma mistura (Ml) compreendendo pelo menos 85% em peso de metanol e até 10% em peso de água e uma mistura (M2) compreendendo pelo menos 90% em peso de água.

Preferivelmente, a mistura de que (Ml) e (M2) são obtidos, é obtida do estágio de separação (II), mais preferivelmente como corrente de produto de fundo e pelo menos uma coluna de destilação usada no estágio (II) ou, mesmo mais preferivelmente, obtida no curso de um processo de elaboração de dita corrente de produto de fundo, dito processo de elaboração compreendendo, 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 de pelo menos um estágio de redução adequado e pelo menos um estágio de separação adequado.

De acordo com ainda outra forma de realização preferida, a coluna de destilação usada em (ii) é configurada como coluna de parede divisória, tendo pelo menos uma derivação lateral, preferivelmente uma derivação lateral, preferivelmente, a coluna de parede divisória preferivelmente tem de 20 a 60, mais preferivelmente de 30 a 50 estágios teóricos. A região combinada superior da parte de influxo e derivação da coluna de parede divisória preferivelmente tem de 5 a 50%, mais preferivelmente de 15 a 30% do número total de estágios teóricos da coluna, a seção 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 influxo preferivelmente tem de 15 a 70%, mais preferivelmente de 20 a 60%, a seção de extração da parte de derivação preferivelmente tem de 50 a 50%, mais preferivelmente de 15 a 30%, a seção de enriquecimento da parte de derivação preferivelmente tem de 15 a 70%, mais preferivelmente de 20 a 60% e a região combinada inferior da parte de influxo e derivação da coluna preferivelmente tem de 5 a 50%, mais preferivelmente de 15 a 30%, em cada caso do número total de estágios teóricos da coluna. É igualmente vantajoso que a entrada, via a qual a mistura produto obtida de (i) é alimentada dentro da coluna e a derivação lateral, via a qual uma parte do metanol, preferivelmente de 0 a 50%, mais preferivelmente de 1 a 40%, ainda mais preferivelmente de 5 a 30% e, especialmente preferível, de 10 a 25% do metanol, é retirada como caldeira intermediária e, ainda mais preferivelmente, diretamente realimentada para o estágio (i), seja disposta em diferentes alturas na coluna em relação à posição dos estágios teóricos. A entrada é preferivelmente localizada em uma posição que é de 1 a 25, mais preferivelmente de 5 a 15 estágios teóricos acima ou abaixo da derivação lateral. A coluna de parede divisória usada no processo da presente invenção é preferivelmente configurada como uma coluna guarnecida, contendo guamecimento aleatório ou guamecimento ordenado, ou como uma coluna de bandeja. Por exemplo, é possível utilizar-se guamecimento de metal laminar ou de malha, tendo uma área de superfície específica de 100 a 1000 m /m , preferivelmente de cerca de 250 a 750 m /m , como guamecimento ordenado. Tal guamecimento fornece uma alta eficiência de separação, combinada com uma baixa queda de pressão por estágio teórico.

Na configuração acima mencionada da coluna, a região da coluna dividida pela parede divisória, que consiste da seção de enriquecimento da parte de influxo, da seção de extração da parte de derivação, da seção de extração da parte de influxo e da seção de enriquecimento da parte de derivação ou suas partes, é/são provida(s) com guamecimento ordenado ou guamecimento aleatório. A parede divisória pode ser termicamente isolada nestas regiões. A pressão diferencial através da coluna de parede divisória pode ser utilizada como parâmetro regulador para a potência de aquecimento. A destilação é vantajosamente realizada em uma pressão no topo de 1 a 10 bar, preferivelmente de 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 3 bar e, ainda mais 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 uma temperatura na faixa de 65 a 100°C, mais preferivelmente de 70 a 85°C. A temperatura de destilação é medida no fundo da torre.

No caso de tal coluna de parede dividida ser usada no topo da coluna de destilação de (ii), é obtida uma corrente essencialmente consistindo de óxido de propileno, metanol, oxigênio e propeno não reagido. No topo da coluna, uma mistura é obtida tendo um teor de água de não mais do que 500 ppm, preferivelmente de não mais do que 400 ppm e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 300 ppm e tendo um teor de peróxido de hidrogênio de não mais do que 50 ppm, preferivelmente de não mais do que 20 ppm e, ainda mais preferivelmente, de não mais do que 10 ppm, em cada caso 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 a 25% 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 a 70% em peso, e um teor de metanol de 5 a 20% em peso, mais preferivelmente de 7,5 a 17,5% em peso e, especialmente preferível, de 10 a 15% 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 mais preferivelmente, de 0,05 a 0,5% em peso.

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

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

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

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que pelo menos 90% da corrente retirada da derivação lateral da coluna de destilação usados em (ii) são reciclados para dentro do estágio (i). A corrente de produto de fundo retirada da coluna de destilação, preferivelmente da coluna de destilação de parede divisória, essencialmente consistindo de metanol, água e peróxido de hidrogênio não reagido, é então alimentada ao reator do estágio (iii). preferivelmente, a corrente de produto de fundo é esfriada antes de ser introduzida dentro do reator via, por exemplo, esfriamento de um estágio ou esfriamento de dois estágios, mais preferivelmente a uma temperatura de 20 a 40°C, ainda mais preferivelmente a uma temperatura de 30 a 40°C. Ainda mais preferivelmente, propeno fresco é adicionalmente adicionado diretamente dentro do reator do estágio (iii) ou adicionado na corrente de produto de fundo obtida de (ii) antes de introduzi-la dentro do reator do estágio (iii).

Alternativa ou adicionalmente, peróxido de hidrogênio fresco pode ser adicionado. A seletividade desta reação no estágio (iii) com relação ao peróxido de hidrogênio é preferivelmente na faixa de 64 a 99%, mais preferivelmente, na faixa de 72 a 90% e particularmente preferivelmente na faixa de 75 a 87%. A seletividade do processo global dos estágios (i) a (iii), com respeito ao peróxido de hidrogênio, é preferivelmente na faixa de 78 a 99%, mais preferivelmente na faixa de 88 a 97% e particularmente preferível na faixa de 90 a 96%. A conversão total de peróxido de hidrogênio é preferivelmente de pelo menos 99,5%, mais preferivelmente pelo menos 99,6%, mais preferivelmente pelo menos 99,7% e particularmente preferível pelo menos 99,8%. A mistura de reação obtida do estágio (iii) preferivelmente tem um 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 peso total da mistura de reação. O conteúdo de água é preferivelmente na faixa de 5 a 45% em peso, mais preferivelmente de 10 a 35% em peso e especialmente preferível de 15 a 25% em peso, com base no peso total da mistura de reação. 0 conteúdo de óxido de propileno, preferivelmente na faixa de 1 to 5% em peso, mais preferivelmente de 1 to 4% em peso e especialmente preferível de 1 to 3% em peso, com base no peso total da mistura de reação. O conteúdo de propeno é preferivelmente na faixa de 0 a 5% em peso, mais preferivelmente de 0 a 3% em peso e especialmente preferível de 0 a 1% em peso, com base no peso total da mistura de reação. A mistura produto tirada do reator do estágio (iii) pode ser alimentada como mistura (GI) dentro do estágio (II) do processo inventivo.

Adicionalmente, pelo menos uma parte da corrente retirada do topo da coluna de destilação do estágio (ii) pode ser combinada com a mistura produto retirada do reator do estágio (iii), para fornecer a mistura (GI), que é então alimentada dentro do estágio (II) do processo inventivo. Altemativamente, é possível alimentar separadamente a mistura produto retirada do reator do estágio (iii) e pelo menos uma parte da corrente de topo da coluna de destilação do estágio (ii) para dentro do estágio (II), a última forma de realização, em que ambas as correntes são consideradas como constituindo a mistura (GI), sendo preferida.

Portanto, de acordo com uma forma de realização preferida da presente invenção, a mistura (GI), alimentada do estágio (II) do processo inventivo, compreende de 2 to 20% em peso, mais preferivelmente de 5 a 15% em peso e ainda mais preferivelmente de 8 a 13% em peso de óxido de propileno, de 1 a 10% em peso, mais preferivelmente de 1,5 a 8% em peso e ainda 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 mais preferivelmente de 0,02 a 0,5% em peso de oxigênio. O conteúdo de metanol é preferivelmente na faixa de 40 a 80% em peso, mais preferivelmente de 50 a 75% 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 de propileno é separado da mistura (GI) para fornecer uma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio. A separação de acordo com (II) pode ser conduzida por cada método adequado, muitíssimo preferivelmente, a separação é conduzida por destilação. A separação de acordo com o estágio (II) é preferivelmente realizada em pelo menos uma coluna de destilação, mais preferivelmente em uma coluna de destilação, preferivelmente, esta coluna tem de 5 a 40, mais preferivelmente de 10 a 35 e especialmente preferível de 15 a 30 estágios teóricos. A coluna de destilação é preferivelmente operada em uma pressão topo 1 a 5 bar, mais preferivelmente de 1 a 4 bar, mais preferivelmente de 1 a 3 bar e ainda mais 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.

De acordo com a presente invenção, a mistura (GII) é obtida no topo da coluna de destilação compreendendo pelo menos 80% em peso, mais preferivelmente pelo menos 85% em peso, mais preferivelmente de 85 a 95% 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, mais preferivelmente de 0,5 a menos do que 3% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a 2% em peso e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 1,5% em peso de oxigênio.

No contexto do processo da presente invenção, é possível introduzir 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 uma relação volumétrica de propeno para propano de cerca de 97:3 a cerca de 95:5. No caso de propeno de grau químico ser usado, a mistura (GII) pode adicionalmente 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 da presente 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 mais preferivelmente de 85 a 90% em peso de propeno, de 1 a 15% em peso, mais preferivelmente 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 a 3% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a menos do que 3% em peso, mais preferivelmente de 0,5 a 2% em peso e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 1,5% em peso de oxigênio. Portanto, o processo da presente invenção é especialmente adequado para remover misturas de oxigênio tendo um teor de propeno de mais do que 75% em peso, particularmente muito mais do que 75% em peso tal como pelo menos 80% em peso, preferivelmente de 85 a 95% em peso e especialmente preferível de 85 a 90% em peso.

Ainda mais preferivelmente, a mistura (GII) é essencialmente livre de monóxido de carbono como composto adicional submetido a oxidação. preferivelmente, (GII) contém menos do que 100 ppm, mais preferivelmente menos do que 50 ppm e ainda mais preferivelmente menos do que 10 ppm de monóxido de carbono. O evaporador da coluna de destilação usada no estágio (b) do processo inventivo é pelo menos parcialmente operada com pelo menos parte de (Td), (Td) sendo descrito acima.

De acordo com mais uma forma de realização da presente invenção, pelo menos uma corrente de alimentação alimentada dentro do estágio (II) é aquecida com a corrente de produto de fundo obtida da coluna usada 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). Este processo é realizado preferivelmente em casos em que (GII), como obtido do estágio (II), tem um conteúdo de oxigênio 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 outra forma de realização, (GII) como obtido no estágio (II) é submetido a pelo menos um estágio intermediário adequado antes de ser alimentado dentro do estágio (III). Especialmente preferido é um estágio intermediário em que a concentração de oxigênio de (GII) é aumentada. 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 a menos do que 3% em peso, mais preferivelmente na faixa de 0,5 a 2% em peso, e ainda mais preferivelmente na faixa de 0,5 a 1,5% em peso. preferivelmente, o conteúdo de oxigênio destas misturas é aumentado, de modo 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 presente invenção, este estágio intermediário, em que a concentração de oxigênio da mistura (GII), obtida do estágio (II), é aumentada, compreende, mais preferivelmente consiste de compressão, esfriamento e condensação da corrente 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 15 a 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 intermediário permite a separação de uma parte principal do metanol e/ou uma parte principal do propeno compreendida em (GI) como obtida de (II), em que esta separação é conseguida por condensação, preferivelmente em uma temperatura de condensação de 35 a 45°C. Foi surpreendentemente constatado que metanol obtido por tal condensação, tem tal baixa concentração de oxigênio que pode ser reciclado sem mais purificação para dentro do processo, por exemplo, como solvente ou como parte da mistura de solventes do estágio (i) e/ou (iii) da presente invenção. Além disso, foi surpreendentemente constatado que o propeno obtido por tal condensação tem tal baixa concentração de oxigênio que pode ser reciclado sem mais purificação dentro do processo, por exemplo, como material de partida do estágio (i) e/ou (iii) da presente invenção.

Portanto, a presente invenção também ser refere a um processo 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 intermediário, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar para um valor de 15 a 20 bar e em que metanol é pelo menos parcialmente separado por pelo menos um estágio de esfriamento e condensação.

Por conseguinte, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar, e em que o metanol é separado em pelo menos um estágio de esfriamento e condensação e em que a corrente de metanol assim obtida tem um conteúdo de o bastante baixo para permitir reciclagem da corrente de metanol separado para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar, e em que propeno é pelo menos parcialmente separado por pelo menos um estágio de esfriamento e condensação.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar, e em que propeno é separado em pelo menos um estágio de esfriamento e condensação, e em que a corrente de propeno assim obtida tem um conteúdo de oxigênio bastante baixo para permitir reciclagem da corrente de metanol separada para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar, e em que metanol e propeno são pelo menos parcialmente separados em pelo menos um estágio de esfriamento e condensação.

Desta maneira, a presente invenção também refere-se a um processo 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, em que a pressão de (GII) é aumentada de um valor de 1 a 5 bar a um valor de 15 a 20 bar, e em que metanol e propeno são separados por pelo menos um estágio de esfriamento e condensação, e em que a corrente de metanol e corrente de propeno assim obtidas têm um conteúdo de oxigênio bastante baixo para permitir a reciclagem da corrente de metanol e corrente de propeno separadas para dentro do estágio (i) e/ou (iii).

Estágio (ΊΙΙ) De acordo com o estágio (III) do processo inventivo, o oxigênio compreendido na mistura (GII) é pelo menos parcialmente reduzido por reação com hidrogênio na presença de um catalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre.

De acordo com uma forma de realização preferida, o catalisador usado em (III) compreende Sn e o pelo menos um metal nobre suportado em pelo menos um suporte de catalisador adequado. Como suportes de catalisador, óxidos metálicos tais como óxidos de silício, óxidos de zircônio, óxidos de alumínio, óxidos de nióbio, óxidos de titânio, óxidos de magnésio, óxidos de zinco, óxidos de lantânio, óxidos de cério, óxidos de estanho, argila ou similar, zeólitos ou mistura de dois ou mais destes óxidos são preferidos. O suporte pode ser amorfo e/ou cristalino e pode ser poroso.

Muitíssimo preferivelmente, o suporte é um suporte inerte com respeito à reação de redução de (III). Zeólitos adequados incluem zeólito A, zeólito X, zeólito Y, zeólitos de elevada sílica, tais como zeólitos conhecidos como ZSM-5 e silicalitos.

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

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que o catalisador empregado em (III), compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre, compreende um suporte de óxido metálico, selecionado do grupo consistindo de alumina, sílica, zircônia, e óxido de nióbio.

De acordo com uma forma de realização preferida, a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que o catalisador empregado em (III), compreendendo estanho e pelo menos um metal nobre, compreende um suporte de óxido metálico selecionado do grupo consistindo de alumina, zircônia, e óxido de nióbio. Assim, o catalisador usado em (III) da presente invenção muitíssimo preferivelmente não contêm sílica e é essencialmente 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 a alumina é selecionada do grupo consistindo de alfa alumina, gama alumina, delta alumina, teta alumina e uma mistura de dois, três ou quatro dos óxidos de alumínio Mais preferivelmente, o suporte de catalisador do catalisador empregado em (III) compreende pelo menos 90% em peso, mais preferivelmente pelo menos 95% em peso, mais preferivelmente pelo menos 96% em peso, mais preferivelmente pelo menos 97% em peso, mais preferivelmente pelo menos 98% em peso e ainda mais preferivelmente pelo menos 99% em peso de alfa alumina, com base no peso total do suporte.

Especialmente preferível, o suporte de catalisador essencialmente consiste de alfa alumina.

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

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

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

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que o catalisador empregado em (III) compreende ainda um suporte tendo uma superfície BET, determinada de acordo com DIN 66131, na faixa de 0,5 a 15 m2/g.

De acordo com uma forma de realização preferida, o catalisador empregado em (III) compreende um suporte que tem uma superfície BET, determinada de acordo com DIN 66131, preferivelmente na faixa de 0,5 a 15 m /g, mais preferivelmente de 1 a 14,5 m /g, mais 'y 'y preferivelmente de 2 a 14 m /g, mais preferivelmente de 5 a 12 m /g e ainda mais preferivelmente de 7 to 11 m /g, em que este suporte é um óxido metálico, preferivelmente um óxido metálico selecionado do grupo consistindo de óxidos de silício, óxidos de zircônio, óxidos de alumínio, óxidos de nióbio e seus óxidos mistos, como descrito acima, mais preferivelmente um óxido metálico selecionado do grupo consistindo de óxidos de zircônio, óxidos de alumínio, óxidos de nióbio e seus óxidos mistos, como descrito acima, ainda mais preferivelmente um óxido metálico selecionado do grupo consistindo de alumina, mais preferivelmente do grupo consistindo de alfa alumina, gama alumina, delta alumina, teta alumina e seus óxidos mistos como descrito acima, ainda mais preferivelmente alfa alumina.

Portanto, a presente invenção refere-se a um processo como descrito acima, em que no catalisador empregado em (III) há um catalisador suportado, o suporte compreendendo pelo menos 90% em peso de alfa alumina, preferivelmente consistindo essencialmente de alfa alumina, a alfa alumina tendo uma BET determinada de acordo com DIN 66131 preferivelmente na faixa de 0,5 a 15 m /g, mais preferivelmente de 1 a 14,5 m /g, mais preferivelmente de 2 a 14 m /g, mais preferivelmente de 5 a 12 m/ge ainda mais preferivelmente de 7 a 11 m /g. O suporte de catalisador de acordo com a presente invenção é preferivelmente empregado como moldagem. Geometrias preferidas são, por exemplo, pelota, pelota conformada em anel, esfera tal como esfera compacta ou oca, cilindro, cone, tronco, filamento tal como filamento conformado em estrela ou filamento conformado em roda dentada. O diâmetro médio das geometrias preferidas é preferivelmente de 2 a B mm e especialmente preferível de 3 a 7 mm.

Muitíssimo preferido, as geometrias são esperas e cilindros, especialmente preferido são esferas, preferivelmente, não mais do que 5% em peso 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 alfa alumina, pode ser produzido de acordo com os métodos conhecidos da pessoa hábil. Vantajosamente, uma moldagem cilíndrica é produzida por mistura de pó de hidrato de alumina (pseudoboemita) e, opcionalmente, pó de gama alumina e conformando-se, opcionalmente, pela adição de adjuvantes, tais como grafite, estearato Mg, amido de batata ou ácido nítrico, adicionando-se água em um extrusor ou preferivelmente, em um extrusor operado continuamente. Opcionalmente, o corte das moldagens pode ser realizado durante 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 preferivelmente 0,5 a 5 h, preferivelmente em um calcinador de filamento contínuo.

Subseqüentemente, a moldagem calcinada é finalmente calcinada em uma temperatura preferivelmente de 1000 a 1200°C em um queimador rotativo, um queimador de captação ou um forno de mufla. Altemativamente, a calcinação pode ser realizada partindo-se de uma moldagem contendo pseudoboemita em um único aparelho, tal como um forno de mufla, preferivelmente com uma temperatura continuamente e/ou descontinuamente crescente. As propriedades mecânicas e a estrutura de poro do suporte podem ser influenciadas pela relação escolhida da pseudoboemita/gama alumina.

Altemativamente, a conformação é realizada pelotizando-se de acordo com EP 1 068 009 Al, especialmente pág. 4, linha 40 à página 5, linha 35 do documento 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 no catalisador de acordo com a presente invenção, são preferidos metais que são selecionados 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 um metal nobre, Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais destes metais, tal como uma mistura de Pd e Rh ou uma mistura de Pd e Pt ou uma mistura de Rh e Pt ou uma mistura de Pd, Rh e Pt são mais preferidos. Muitíssimo preferida é platina.

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

Embora não haja limitações específicas quanto às quantidades do pelo menos um metal nobre e Sn compreendidos no catalisador empregado no estágio (III) da presente invenção, são preferidos catalisadores compreendendo de 0,0001 a 10% em peso, mais preferivelmente de 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 mais preferivelmente de 0,01 a 0,25% em peso of Sn e de 0,0001 a 10% em peso, mais preferivelmente 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 mais preferivelmente de 0,01 a 0,25% em peso do pelo menos um metal nobre suportado em pelo menos um óxido de metal, em cada caso com base na quantidade total do pelo menos um óxido metálico do suporte presente no catalisador, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, e ainda mais preferivelmente alfa alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m /g. em cada caso, o pelo menos um metal nobre é preferivelmente selecionado 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 do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles. Ainda mais preferido é platina.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que o catalisador empregado em (III) compreende 0,01 a 0,25% 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 no catalisador, a alfa alumina preferivelmente tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m2/g, mais preferivelmente de 2 a 14 m /g e ainda mais preferivelmente de 7 a 11 m /g.

De acordo com uma primeira forma de realização preferida da presente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende de 0,05 a 0,1, 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 metal nobre, suportado em pelo menos óxido de metal, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, e ainda mais preferivelmente alfa alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m/g, o pelo menos um metal nobre preferivelmente sendo selecionado 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 do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles, e ainda mais preferido sendo platina.

De acordo com uma segunda forma de realização preferida da presente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende mais do que 0,1% 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 a 1% em peso, mais preferivelmente de 0,12 a 0,5% em peso, e ainda mais preferivelmente 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, mais preferivelmente 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 mais preferivelmente de 0,15 a 0,25% em peso de pelo menos um metal nobre, suportado em pelo menos óxido de metal, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, e ainda mais preferivelmente alfa alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m /g, o pelo menos um metal nobre preferivelmente sendo selecionado 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 do grupo consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais deles, e ainda mais preferido sendo platina.

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

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que, no catalisador empregado em (III), a relação em 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 da presente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende 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, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo 'j com DIN 66131 na faixa de7a 11 m/gea relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

Assim, de acordo com uma primeira forma de realização preferida da presente invenção, o catalisador empregado em (III) compreende de 0,05 a 0,09% em peso de Sn e de 0,05 a 0,09% em peso de Pt suportado em alfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m/ge a relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5.

Assim, de acordo com uma segunda forma de realização especialmente 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 peso de Pt suportado em alfa-alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma 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.

De acordo com uma forma de realização preferida, o catalisador empregado em (III) tem um conteúdo de lítio de no máximo 2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,005% 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 nobre presente no catalisador.

De acordo com outra forma de realização preferida, o catalisador empregado em (III) tem um conteúdo de potássio de no máximo 2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,005% 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 nobre presente no catalisador.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização, o catalisador empregado em (III) tem um conteúdo de metal alcalino, o metal alcalino sendo selecionado do grupo consistindo de Na, K, Li e Cs, de no máximo 2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,005% 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 nobre presente no catalisador.

De acordo com uma ainda mais preferida forma de realização, o catalisador empregado em (III) pode compreender metais alcalinos e/ou metais alcalino terrosos em que, muitíssimo preferivelmente, a soma das quantidades destes metais compreendidos no catalisador e calculadas como metal puro é no máximo de 2% em peso, mais preferivelmente no máximo 1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,1% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,05% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,01% em peso, mais preferivelmente no máximo 0,005% 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 nobre presente no catalisador.

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

Quanto à aplicação do pelo menos um metal nobre e estanho sobre o suporte, não há limitações específicas, preferivelmente, o pelo menos um metal nobre e estanho são aplicados por impregnação e/ou pulverização. A impregnação do suporte, preferivelmente a alumina e, mais preferivelmente, a alfa alumina, é conduzida como principalmente descrito, por exemplo, nos exemplos 4 e 5 do WO 03/092887 Al. A impregnação é preferivelmente conduzida em duas etapas, em que em uma primeira etapa o suporte é impregnado com uma solução do pelo menos um metal nobre, preferivelmente platina, mais preferivelmente com uma solução de nitrato de platina e, após secagem, o catalisador é impregnado em uma segunda etapa com uma solução de um composto de estanho, preferivelmente uma solução de cloreto de estanho Sn-II e o assim obtido catalisador é secado e calcinado. O fmalmente obtido catalisador tem uma abrasão preferida de no máximo 5% e uma tensão de ruptura de mais do que 10 N. No contexto da presente invenção, os valores de abrasão são determinados de acordo com ASTM D 4058-81. No contexto da presente invenção, os valores de tensão de ruptura 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, mais preferivelmente de 0,6 a 1,2 g/cm.

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

Surpreendentemente, verificou-se que em (III) o oxigênio pode ser eficazmente removido de (GII) ajustando-se a relação molar de hidrogênio:oxigênio a valores que são menores do que 5:1, preferivelmente menores do que ou iguais a 4,5:1, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 4,0:1, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 3,5:1. Ainda mais preferivelmente, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é na faixa de 0,1:1 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 e ainda mais preferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1.

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

Portanto, foi descoberto que a remoção de oxigênio pode ser conseguida na presença de concentrações comparativamente baixas de hidrogênio. Uma vez que o oxigênio é eficazmente removido de (GII), a conversão de hidrogênio em (III) é de pelo menos 30%, mais preferivelmente pelo menos 50%, mais preferivelmente pelo menos 70% e ainda mais preferivelmente pelo menos 80%. A reação de (GII) com hidrogênio em (III) é preferivelmente realizada em uma pressão de 0,1 a 100 bar, mais preferivelmente de 0,5 a 50 bar, mais preferivelmente de 0,6 a 30 bar. em uma escala industrial, foi descoberto que pressões na faixa de 10 a 100 bar são preferidas, de 10 a 80 bar sendo mais preferidas, de 10 a 60 bar sendo mais preferidas, de 10 a 40 bar sendo mais preferidas, e de 10 a 20 bar sendo mesmo mais preferidas.

Em uma escala industrial, foi descoberto que pressões na faixa de 0,1 a 20 bar são possíveis. Além disso, é possível conduzir o processo sob r uma pressão de 0,5 a 18 bar ou de 0,6 a 16 bar. E também possível conduzir a reação em (III) em uma pressão de menos do que 10 bar tal como as e.g. de 0,1 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 bar ou de 0,5 a 6 bar ou de 0,6 a 5 bar. A temperatura em que a reação de (III) é realizada é preferivelmente pelo menos 100°C, mais preferivelmente pelo menos 150°C, mais preferivelmente pelo menos 200°C e mais preferivelmente pelo menos 250°C. Temperaturas de mais do que 250°C são especialmente preferidas.

Assim, as faixas preferidas de temperatura em que a reação em (III) é realizada são de 255 a 650°C, mais preferivelmente de 255 a 450°C e ainda mais preferivelmente de 260 a 350°C.

Portanto, a reação em (III) é preferivelmente realizada em uma pressão de 0,1 a 100 bar e uma temperatura de pelo menos 100°C tal como de 100 a 650°C, mais preferivelmente uma pressão de 10 a 20 bar e uma temperatura de pelo menos 250°C. De acordo com uma especialmente preferida forma de realização da presente invenção, a reação em (III) é realizada em uma pressão de 10 a 80 bar e uma temperatura de mais do que 250 a 650°C, mais preferivelmente em uma pressão de 10 a 60 bar e uma temperatura de 255 a 650°C, mais preferivelmente em uma pressão de 10 a 40 bar e uma temperatura de 265 a 550°C e ainda mais preferivelmente em uma pressão de 10 a 20 bar e uma temperatura de 275 a 450°C.

Foi surpreendentemente constatado que as condições específicas de reação e o uso do catalisador compreendendo pelo menos um metal nobre e estanho, muitíssimo preferivelmente platina e estanho, permitem uma conversão extremamente baixa de propeno. preferivelmente, a conversão de propeno em propano e/ou subprodutos tais como bióxido de carbono é no máximo 5%, mais preferivelmente no máximo 4%, mais preferivelmente no máximo 3%, mais preferivelmente no máximo 2% e ainda mais preferivelmente no máximo 1%.

Hidrogênio pode ser adicionado à mistura (GII) como hidrogênio puro ou essencialmente puro. Altemativamente, o hidrogênio pode ser adicionado a (GII) como uma mistura de hidrogênio e pelo menos um outro, muitíssimo preferivelmente composto inerte. A expressão “composto inerte” como usada neste contexto específico refere-se a um composto que não reage com hidrogênio no estágio (III) da presente invenção ou que reage com hidrogênio a uma extensão desprezível, comparada com a reação de hidrogênio com oxigênio e, assim, não tem essencialmente influência na reação de acordo com (III). Exemplos de tais compostos inertes são nitrogênio, argônio, metano, etano, propano, água ou similares. Muitíssimo preferivelmente, hidrogênio é adicionado a (GII) como composto puro ou essencialmente puro. No caso de uma mistura consistindo essencialmente de hidrogênio e água ser usada, o teor de água de dita mistura pode ser na faixa de 0,1 a 15% em peso tal como de 1 a 10% em peso ou de 5 a 10% em peso, r com base no peso total da mistura. Agua pode ser empregada como vapor e/ou líquido. A reação de acordo com (III) pode ser realizada em um, dois, três ou mais reatores, dois ou mais dos quais opcionalmente serialmente acoplados e/ou operados em paralelo. A mistura (GII) que é alimentada a um reator pode ser misturada com hidrogênio e/ou uma mistura compreendendo pelo menos um outro, muitíssimo preferivelmente composto inerte, antes de ser alimentada dentro do reator. Altemativamente e/ou adicionalmente, uma corrente separada de hidrogênio ou uma mistura de hidrogênio e pelo menos um outro composto, muitíssimo preferivelmente inerte, pode ser separadamente alimentada dentro do reator.

De acordo com uma forma de realização preferida do presente processo inventivo, a corrente de alimentação dentro do reator, antes de ser alimentada dentro do reator, é trazida a uma temperatura de pelo menos 150°C, mais preferivelmente to uma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C.

Por meio de exemplo, algumas alternativas concebíveis são listadas, cujos aparelhos podem ser usados para a reação de acordo com o estágio (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 o compartimento camisa é enchido com o catalisador de leito fixo como descrito acima e uma corrente de (GII) e hidrogênio ou a mistura contendo hidrogênio passa através do leito fixo em modo de fluxo descendente ou fluxo ascendente, mais preferivelmente em modo de fluxo descendente, pelo menos um agente de esfriamento é passado através das serpentinas de esfriamento dos 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 a geração 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 de esfriamento, em que configurações verticais ou horizontais são concebíveis onde o ar de esfriamento é puxado para dentro do aparelho ou comprimido para dentro do aparelho (vide figuras 1 a 4). De acordo com esta forma de realização, os tubos são enchidos com catalisador e o esfriamento é realizado via 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). De acordo com esta forma de realização, a alimentação é misturada com pelo menos uma parte da corrente de produto antes de ser alimentada dentro do reator, de tal maneira que o aumento da temperatura adiabática é abaixo de um valor crítico escolhido, por exemplo, no máximo 100°C, preferivelmente no máximo 90°C, mais preferivelmente no máximo 80°C e ainda mais preferivelmente no máximo 70°C.

Dependendo das necessidades específicas do processo inventivo, pelo menos dois dos aparelhos acima descritos podem ser r adequadamente combinados. E possível combinarem-se película dois reatores de poço, tais como dois ou três ou mais reatores de poço ou combinarem-se pelo menos dois trocadores de calor, tal como dois ou três ou mais trocadores de calor ou combinarem-se pelo menos dois reatores isotérmicos tipo Linde, tal como dois ou três ou mais reatores isotérmicos tipo Linde. Se necessário, é também possível combinar pelo menos um reator de poço com pelo menos um trocador de calor ou combinar pelo menos um reator de poço com pelo menos com pelo menos um reator isotérmico tipo Linde ou combinar pelo menos um trocador de calor com pelo menos um reator isotérmico tipo Linde.

Se dois ou mais aparelhos forem combinados, é possível acoplar pelo menos dois dos aparelhos serialmente e/ou pelo menos dois dos aparelhos em paralelo. Se dois ou mais aparelhos forem serialmente acoplados e pelo menos dois dos aparelhos forem principalmente diferentes entre si, o tipo de reator dentro do qual (GII) é alimentado subseqüentemente após o estágio (III) pode ser livremente escolhido. Se, p. ex., um reator de poço for serialmente acoplado com um trocador de calor, (GII) pode ser alimentado dentro do primeiro reator de poço, cuja corrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro do trocador de calor. É também possível alimentar (GII) dentro do primeiro trocador de calor, a corrente de produto sendo então pelo menos parcialmente alimentada dentro do reator de poço.

Se, p. ex., um reator de poço for serialmente acoplado com um reator tipo Linde, (GII) pode ser alimentado dentro do primeiro reator de poço, cuja corrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro r do reator tipo Linde. E também possível alimentar (GII) dentro do primeiro reator tipo Linde, a corrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro do reator de poço. Se, p. ex., um reator tipo Linde for serialmente acoplado com um trocador de calor, (GII) pode ser alimentado dentro do primeiro reator tipo Linde, cuja corrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro do trocador de calor. É também possível alimentar (GII) dentro do primeiro trocador de calor, a corrente de produto então sendo pelo menos parcialmente alimentada dentro do reator tipo Linde.

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

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que em (III) a redução do oxigênio é realizada em pelo menos dois reatores acoplados serialmente, preferivelmente reatores de poço, mais preferivelmente reatores de poço de leito fixo, ainda mais preferivelmente dois ou três reatores de poço de leito fixo e, especialmente preferível, três reatores de poço de leito fixo.

De acordo com uma alternativa, os pelo menos dois reatores de poço são equipados com um dispositivo de esfriamento externo ou interno. De acordo com outra alternativa, que é preferida, pelo menos um dos reatores de poço, preferivelmente todos os reatores de poço são projetados como reatores adiabáticos. Quanto a esta forma de realização preferida, é ainda mais preferido que pelo menos uma corrente de produto deixando um dado reator seja esfriada após ter deixado o reator. Ainda mais preferivelmente, cada corrente de produto deixando um dado reator é esfriada antes de ser alimentada dentro do reator seguinte e/ou ser alimentada a um outro estágio do processo inventivo. O esfriamento de uma corrente pode ser realizado de acordo com qualquer método adequado. Especialmente preferido o esfriamento é pelo menos via um trocador de calor. Alternativa e/ou adicionalmente, uma corrente que é para ser alimentada dentro de um determinado reator pode ser esfriada ou trazida para uma temperatura desejada antes de ser alimentada dentro do reator, pela adição de uma outra corrente, tal como especialmente preferível uma corrente compreendendo hidrogênio.

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

Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênio adicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênio:oxigênio seja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3. Ainda mais preferivelmente, a relação molar 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, mais 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 e ainda mais preferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1. A pressão e temperatura da reação no primeiro reator são preferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabática no primeiro reator não exceda 100°C, preferivelmente 90°C, mais preferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimo preferivelmente, a pressão em que a reação no primeiro reator é realizada, é na faixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, mais preferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e ainda mais preferivelmente de 10 a 20 bar. A corrente de produto deixando o primeiro reator é então alimentada ao segundo reator da cascata. Antes de ser alimentada dentro do segundo reator, a corrente de produto é preferivelmente trazida a uma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C. Se necessário, uma corrente compreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmente consistindo de hidrogênio, é adicionada à corrente de produto deixando o primeiro reator. Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênio adicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênio:oxigênio seja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3. Ainda mais preferivelmente, a relação molar 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, mais 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 e ainda mais preferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1. Assim, se a corrente de produto deixando o primeiro reator compreender uma quantidade de hidrogênio nas faixas preferidas, não é necessário adicionar uma corrente adicional compreendendo hidrogênio. A pressão e temperatura da reação no segundo reator são preferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabática no segundo reator não exceda 100°C, preferivelmente 90°C, mais preferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimo preferivelmente, a pressão em que a reação no segundo reator é realizada é na faixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, mais preferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e ainda mais preferivelmente de 10 a 20 bar.

De acordo com a quantidade desejada de oxigênio a ser removido de (GII) no estágio (III) do processo inventivo, pode ser necessário alimentar a corrente de produto deixando o segundo reator da cascata dentro de pelo menos um outro reator, preferivelmente, a cascata compreende três ou quatro reatores acoplados serialmente, mais preferivelmente três reatores serialmente.

Assim, a corrente de produto deixando o segundo reator é então alimentada a um terceiro reator da cascata. Antes de ser alimentada dentro do terceiro reator, a corrente de produto é preferivelmente trazida a uma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C. Se necessário, uma corrente compreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmente consistindo de hidrogênio, é adicionada à corrente de produto deixando o segundo reator. Muitíssimo preferivelmente, a quantidade de hidrogênio adicionado é ajustada de modo que a relação molar de hidrogênio: oxigênio seja menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3, Ainda mais preferivelmente, a relação molar 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, mais 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 e ainda mais preferivelmente de 0,7:1 a 1,5:1. Assim, se a corrente de produto deixando o segundo reator compreender uma quantidade de hidrogênio nas faixas preferidas, não é necessário adicionar mais uma corrente compreendendo hidrogênio. A pressão e temperatura da reação no terceiro reator são preferivelmente ajustadas de modo que o aumento da temperatura adiabática no segundo reator não exceda 100°C, preferivelmente 90°C, mais preferivelmente 80°C e ainda mais preferivelmente 70°C. Muitíssimo preferivelmente, a pressão em que a reação no terceiro reator realizada é na faixa de 10 a 100 bar, mais preferivelmente de 10 a 80 bar, mais preferivelmente de 10 a 60 bar, mais preferivelmente de 10 a 40 bar, e ainda mais preferivelmente de 20 a 40 bar.

De acordo com outra alternativa, a mistura (GII) é alimentada dentro 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, o reator de multi-tubos de leito fixo é equipado com meio de esfriamento adequado, a fim de remover pelo menos parcialmente o calor resultante da reação dentro do reator, mais preferivelmente, pelo menos 65% do calor de reação são removidos. Ainda mais preferivelmente, de 65 a 95%, mais preferivelmente de 70 a 90% e ainda mais preferivelmente de 75 a 85% do calor de reação são removidos. Assim, foi surpreendentemente constatado que é suficiente remover somente uma parte do calor de reação, muitíssimo preferivelmente de 75 a 85% do calor de reação. Todos os agentes de esfriamento adequados podem ser empregados. Especialmente preferido são óleos, álcoois, sais líquidos ou água, tais como água de rio, água salobra e/ou água do mar, que pode, em cada caso, por exemplo, preferivelmente ser tirada de um rio e/ou lago e/ou mar próximo da planta química em que o reator da invenção e o processo da invenção são usados e, após qualquer necessária remoção adequada do material suspenso por filtragem e/ou sedimentação, ser usada diretamente sem mais tratamento para fins de esfriamento, com óleos sendo especialmente preferidos.

Caso o reator único acima mencionado seja usado, as relações molares de hidrogênio:oxigênio são preferidas, sendo preferivelmente na faixa de 1,5:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, mais preferivelmente 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 é necessário nenhum reator em cascata e nenhum esfriamento intermediário.

Surpreendentemente, verificou-se que a remoção eficaz de oxigênio pode ser conseguida usando-se um único reator, muitíssimo preferivelmente um reator de 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 uma parte do calor de reação, muitíssimo preferivelmente de 75 a 85%, tem que ser removida em temperaturas comparativamente baixas, muitíssimo preferivelmente 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 em paralelo, pelo menos dois reatores em paralelo, muitíssimo preferivelmente permitem um processo contínuo se o catalisador de um primeiro reator tiver sido desativado a uma extensão indesejada. Neste caso, a reação é parada neste reator e continuada em pelo menos um segundo reator dos reatores paralelos em que a reação é realizada, da mesma maneira que no primeiro reator. No ínterim, o catalisador desativado do primeiro reator é adequadamente regenerado dentro ou fora do primeiro reator.

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

Portanto, de acordo com esta forma de realização da presente invenção, em que um único reator, mais preferivelmente um único reator de tubos, mais preferivelmente um único reator de tubos de leito fixo e, mais preferivelmente, um único reator de multi-tubos de leito fixo é empregado, a mistura (GII) deixando o estágio (II) do processo inventivo é aquecida a uma temperatura de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C antes de ser alimentada dentro dele.

Antes de ser alimentada dentro de dito primeiro reator, uma corrente compreendendo hidrogênio, preferivelmente uma corrente essencialmente consistindo de hidrogênio, é adicionada a (GII). preferivelmente, este reator é configurado como reator isotérmico ou essencialmente isotérmico, isto é, meios de esfriamento adequados, tais como, p. ex., camisa de esfriamento, são providos para manter ou essencialmente manter uma desejada temperatura no reator. A temperatura do meio de esfriamento empregado é adequadamente ajustada durante a reação, a fim de manter ou essencialmente manter a desejada temperatura. A corrente de produto deixando o último reator da cascata, preferivelmente o quarto ou terceiro ou segundo reator, mais preferivelmente a quarto ou terceiro reator, ainda mais preferivelmente o terceiro reator, ou deixando o único reator, tem um teor de oxigênio de no máximo 500 ppm, mais preferivelmente no máximo 400 ppm, mais preferivelmente no máximo 300 ppm e ainda mais preferivelmente no máximo 200 ppm. A corrente de produto deixando o último reator da cascata ou o único reator pode adicionalmente compreender água. Se presente, a água é preferivelmente compreendida em uma quantidade de no máximo 10% em peso, preferivelmente no máximo 7% em peso e ainda mais preferivelmente no máximo 5% em peso, com base no peso da corrente de produto. Neste caso, prefere-se que a corrente de produto deixando o último reator da cascata ou o único reator seja submetida a esfriamento, a fim de que pelo menos uma parte da água seja condensada e, assim, separada da corrente de produto. A corrente condensada tem um teor de água preferido de no máximo 0,5% em peso, mais preferivelmente de no máximo 0,4% em peso. A corrente de produto opcionalmente esfriada de que a água pode ter sido separada é então obtida como mistura (GII) no processo inventivo.

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

Ainda mais preferivelmente, (GUI) tem um teor de oxigênio de ao máximo 150 ppm.

Constatou-se surpreendentemente que a energia compreendida ao efluente, isto é, a corrente de produto obtida do último reator da cascata, preferivelmente o segundo, o terceiro ou o quarto reator, mais preferivelmente a terceiro ou quarto reator e, ainda mais preferivelmente, o terceiro reator, ou a corrente de produto obtida do único reator, pode ser eficazmente usada para trazer a mistura (GII) pelo menos parcialmente para a temperatura desejada de 150 a 300°C, mais preferivelmente de 200 a 300°C e ainda mais preferivelmente de 250 a 300°C, antes da alimentação dentro do primeiro reator.

Portanto, a presente invenção também fornece um método integrado de calor eficiente, em que a corrente de produto obtida de (III) é eficazmente usada para trazer a corrente de alimentação de (III) para uma temperatura preferida, útil para conduzir a reação de (III).

Assim, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, em que a mistura deixando o último dos reatores acoplados serialmente é pelo menos parcialmente usada para pelo menos parcialmente aquecer a mistura (GII) a uma temperatura na faixa de 150 a 300°C.

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

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

Portanto, de acordo com uma forma de realização preferida da presente invenção, a mistura líquida ou gasosa, mais preferivelmente gasosa, (GUI), obtida de (III) compreende de 70 a 95% em peso, mais preferivelmente de 75 a 90% em peso e ainda mais preferivelmente de 80 a 90% em peso de propeno, de 1 a 20% em peso, mais preferivelmente de 2 a 15% em peso e ainda mais preferivelmente de 5 a 15% em peso de propano, e de no máximo 500 ppm, mais preferivelmente de no máximo 400 ppm, mais preferivelmente ao máximo 300 ppm, mais preferivelmente no máximo 200 ppm e ainda mais preferivelmente de no máximo 150 ppm de oxigênio. A carga de catalisador no estágio (III) é preferivelmente na faixa de 50 a 1,000 g(02)/(kg(catalisador)*h), mais preferivelmente de 100 a 750 g(02)/(kg(catalisador)*h) e ainda mais preferivelmente de 100 a 500 g(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. Além disso, é possível regenerar uma parte do catalisador desativado e substituir a parte restante por catalisador recentemente preparado. Se a reação do estágio (III) for realizada continuamente, o que é preferido, a reação é parada dentro do reator, uma vez o catalisador seja desativado e sem ou essencialmente sem interrupção continuada em pelo menos um reator paralelo. Se o catalisador for usado em modo de suspensão, o catalisador desativado é adequadamente separado e adequadamente regenerado. Se o catalisador for usado em modo de leito fixo, ele pode ser adequadamente separado e regenerado fora do reator em um aparelho adequado, embora todas as técnicas de regeneração adequadas sejam possíveis para reativar um catalisador desativado a uma extensão desejada, preferivelmente em uma tal extensão que seu desempenho seja quase ou completamente restaurado, em comparação com o catalisador recentemente preparado, o seguinte processo de regeneração é empregado, que compreende pelo menos um dos seguintes estágios, muitíssimo preferivelmente todos os seguintes estágios (aa) a (dd) e que essencialmente consiste de todos os seguintes estágios (aa) a (dd). (aa) Purgar o reator ou o aparelho que contém o catalisador desativado com um gás inerte adequado, preferivelmente nitrogênio, por um tempo suficiente para remover propeno essencialmente completamente do reator, preferivelmente por um tempo na faixa de 0,1 a 48 h, mais preferivelmente de 1 a 10 h e mais preferivelmente de 1 a 5 h. No início da purga do reator, o reator pode ter a temperatura em que a reação tinha ocorrido ali. Altemativamente, o reator pode ser esfriado ou aquecido a uma temperatura desejada antes da purga. (bb) Tratar o catalisador com uma mistura de gás compreendendo oxigênio, mais preferivelmente com uma mistura de gás essencialmente consistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte, tal como nitrogênio e/ou bióxido de carbono, preferivelmente, o teor de oxigênio da mistura de gás é de 0,1 a 30 vol.-%. preferivelmente, tratamento com a mistura de gás compreendendo oxigênio é realizada por um tempo na faixa de 0,2 a 72 h, mais preferivelmente de 1,3 a 60 h, mais preferivelmente de 2,4 a 52 h. É ainda mais preferido (aaa) primeiro tratar o catalisador desativado com uma mistura de gás essencialmente consistindo de oxigênio e pelo menos um gás inerte por um tempo de 0,1 a 24 h, mais preferivelmente de 0,3 a 20 h, mais preferivelmente de 0,4 a 16 h e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 12 h, em que 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 a 5% 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 um tempo de 0,1 a 48 h, mais preferivelmente de 1 a 40 h e mais preferivelmente de 2 a 36 h, em que o teor de oxigênio da mistura de gás é mais elevado em comparação com o teor da mistura de gás usada em (aaa), em que este teor é preferivelmente na faixa de mais do que 5 a 30, mais preferivelmente de 6 a 30, mais preferivelmente de 10 a 30 e ainda mais preferivelmente na faixa de 15 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 pelo menos dois gases inertes. Um gás inerte preferido é nitrogênio. O estágio (cc) é muitíssimo preferivelmente realizado após o estágio (bb) para remover pelo menos uma parte, mais preferivelmente essencialmente todo oxigênio do reator. (dd) Tratar o catalisador com hidrogênio ou com pelo menos um gás diferente de hidrogênio e tendo o mesmo ou um efeito redutor comparável, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível e essencialmente hidrogênio e pelo menos um gás inerte, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível e essencialmente hidrogênio e pelo menos um outro gás diferente de hidrogênio e tendo o mesmo ou um efeito redutor comparável, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível e essencialmente hidrogênio e pelo menos um outro gás diferente de hidrogênio e tendo o mesmo ou um efeito redutor comparável e pelo menos um gás inerte, ou com uma mistura de gases compreendendo preferível e essencialmente pelo menos um gás tendo o mesmo ou um efeito redutor comparável e pelo menos um gás inerte. O tratamento de acordo com (dd) é realizado por um tempo, preferivelmente na faixa de 0,1 a 48 h, mais preferivelmente de 0,2 a 24 h e mais preferivelmente de 0,3 a 12 e ainda mais preferivelmente de 0,5 a 6 h e em uma pressão preferivelmente na faixa de 1 a 100 bar, mais preferivelmente de 1 a 50 bar e mais preferivelmente de 1 a 20 bar.

No caso de a temperatura em um dado estágio de regeneração e/ou entre dois estágios de regeneração tiver que ser trocada, ela pode ser aumentada ou diminuída continuamente ou em etapas ou continuamente e em etapas, em que as respectivas rampas de temperatura podem ser adequadamente escolhidas. Geralmente são usadas rampas de temperatura de 0,1 a20°C/min.

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

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

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

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

Foi surpreendentemente constatado que no estágio (III) do processo inventivo somente uma quantidade muito pequena de bióxido de carbono é formada. Assim, as misturas obtidas do estágio (III) preferivelmente compreendem no máximo 2,0% em peso, mais preferivelmente no máximo 1,9% em peso e ainda mais preferivelmente no máximo 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 de bióxido de carbono.

Adicionalmente, foi constatado que, por exemplo, o estágio (III) do presente processo inventivo pode ser também aplicado para um processo em que oxigênio tem que ser eficazmente removido das misturas de gases compreendendo pelo menos uma olefina que é diferente de propeno e oxigênio. Tais misturas de gases podem ser, por exemplo, misturas compreendendo eteno e oxigênio e resultarem de processos de epoxidação de eteno com oxigênio ou um composto suprindo oxigênio. Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo para remover oxigênio de uma mistura de gases compreendendo oxigênio e uma olefina, preferivelmente eteno, submetendo-se esta mistura a um estágio de elaboração, em que o oxigênio compreendido nesta mistura é pelo menos parcialmente reduzido por reação com hidrogênio na presença de um catalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre, preferivelmente um catalisador 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. Se necessário, também outros estágios do processo da presente invenção podem ser aplicados ou ser adaptados a estas misturas de gases.

Estágio (IV) A mistura (GUI) obtida no estágio (III) do processo inventivo pode ser trabalhada mais e/ou usada como corrente de alimentação para um processo químico adequado, preferivelmente, (GUI) é trabalhado em que mesmo mais preferivelmente propeno é separado de (GUI). O propeno separado pode ser usado, p. ex., como corrente de alimentação para um processo adequado. Mais preferivelmente, o propeno separado de (GII) é reintroduzido como corrente de alimentação dentro do estágio (I) do processo inventivo.

Portanto, a presente invenção também refere-se a um processo como descrito acima, o processo adicionalmente compreendendo (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado em (I). A separação em (IV) pode ser realizada de acordo com qualquer método adequado, preferivelmente, propeno é separado em (IV) de (GUI) 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 uma pressão na faixa de 16 a 35 bar, mais preferivelmente de 20 a 35 bar e ainda mais preferivelmente de 20 a 30 bar, a pressão sendo medida no topo da coluna usando-se uma coluna de destilação, preferivelmente tendo de 20 a 200, mais preferivelmente de 50 a 150 e ainda mais preferivelmente de 70 a 120 estágios teóricos. Propeno is muitíssimo preferivelmente obtido em uma derivação lateral da coluna. A corrente de propeno obtida de (IV), muitíssimo preferivelmente da coluna de destilação usada em (IV), compreende pelo menos 95% em peso, mais preferivelmente pelo menos 96% em peso de propeno, com base no peso total da corrente. Adicionalmente, a corrente de propeno obtida de (IV) pode compreender até 5% em peso, preferivelmente até 4% em peso de propano. Caso (GUI) contenha água e opcionalmente metanol, estes compostos são compreendidos na corrente de propeno obtida de (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 40 ppm, mais preferivelmente no máximo 30 ppm, mais preferivelmente no máximo 20 ppm e ainda mais preferivelmente no máximo 10 ppm de oxigênio. Ainda mais preferivelmente, não podem ser detectados traços de oxigênio na corrente de propeno separada de (GUI). Uma vez que esta corrente de propeno é preferivelmente reciclada como corrente de alimentação dentro do estágio (I) do processo inventivo, a presente invenção fornece um processo integrado em que o propeno é reciclado e, simultaneamente, o aumento da concentração de oxigênio na mistura de reação de (I) é eficazmente evitado, removendo-se substancialmente oxigênio da corrente de reciclagem de propeno.

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

De acordo com uma forma de realização preferida da presente invenção, é fornecido um processo para produzir óxido de propileno, o processo compreendendo (I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio, na presença de um 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 fornecer uma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário, compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso de propano, e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no peso total da mistura (GII); (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente por reação com hidrogênio na presença de um catalisador 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 teor de metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com base no peso total da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m /g e a relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, a mistura (GUI) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo; (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10 ppm no máximo, dentro de (I).

Em que em (III), a reação de redução é realizada a uma temperatura de preferivelmente 255 a 650°C, mais preferivelmente de 255 a 450°C e ainda mais preferivelmente de 260 a 350°C, e em uma pressão na faixa de 10 a 20 bar, e em que em (III), o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio é na faixa de 0,3:1 a 3,5:1, e em que em (III) a reação de redução é preferivelmente realizada em pelo menos dois, mais preferivelmente três reatores serialmente acoplados, mais preferivelmente reatores de poço, e ainda mais preferivelmente reatores de poço de leito fixo, ou em um único reator, mais preferivelmente um único reator de tubo, mais preferivelmente a único reator de multi-tubos e ainda mais preferivelmente a único reator de tubo de leito fixo ou de multi-tubos, o calor compreendido no efluente de reator obtido do último reator ou do único reator especialmente preferível sendo usado para trazer a corrente de alimentação para dentro do primeiro reator a uma temperatura preferida de 250 a 300°C.

Embora não preferido, também misturas compreendendo propeno e oxigênio podem ser introduzidas dentro do estágio inventivo (III) do presente processo, misturas estas sendo obtidas de um processo para a epoxidação de propeno, que compreende pelo menos um dos seguintes estágios: (a) Propeno é reagido com peróxido de hidrogênio em um reator de feixe de tubos de leito fixo. Como catalisador, preferivelmente um catalisador TS-1 é empregado e metanol é preferivelmente usado como solvente. A solução de peróxido de hidrogênio é preferivelmente uma solução aquosa e obtida de um processo de antraquinona e tem uma concentração de cerca 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 fluxo descendente. A mistura de reação pode estar presente como duas fases líquidas, uma das quais é rica em propileno, a outra sendo rica em água. Além disso, o reator pode ser operado de modo que o catalisador seja mantido em estado de leito gotejador. (b) após deixar o reator, a mistura de reação é alimentada dentro de uma torre flash ou pré-evaporador. preferivelmente, o pré- evaporador tem um máximo de 5 estágios teóricos. O pré-evaporador pode ser configurado de modo que pelo menos 99% do óxido de propileno compreendido na alimentação obtida de (a) fiquem suspensos e pelo menos 99% 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) é alimentado a um condensador parcial. O produto condensado compreende, p. ex., óxido de propileno, metanol e opcionalmente propeno. O produto gasoso compreende propeno e, opcionalmente, pequenas quantidades de propano e/ou oxigênio e/ou óxido de propileno. A corrente gasosa pode ser lavada com metanol, p. ex., em modo de contra-corrente. A corrente compreendendo propeno, oxigênio e propano pode ser alimentada como corrente de alimentação 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 como um tratamento de absorção em que propeno e propano são absorvidos em um agente de absorção adequado, tal como metanol. O oxigênio restante pode ser diluído com um gás adequado, tal como um gás inerte. Propeno dessorvido, compreendendo oxigênio e opcionalmente propano, pode ser alimentado como 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 produtos de 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 para a reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada dentro do trocador de calor, através de (2), é obtida a corrente de produto. Ar (3) é comprimido dentro do parelho, que é horizontalmente configurado. A seta curva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais a alimentação é passada contêm o catalisador. A Fig. 2 mostra um trocador de calor que pode ser usado para a reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) e alimentada dentro do trocador de calor, através de (2), a corrente de produto é obtida. Ar (3) é puxado para dentro do aparelho, que é horizontalmente configurado. A seta curva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais a alimentação é passada contêm o catalisador. A Fig. 3 mostra um trocador de calor que pode ser usado para a reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada para dentro do trocador de calor, através de (2) a corrente de produto é obtida. Ar (3) é puxado para dentro do aparelho, que é verticalmente configurado. A seta curva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais a alimentação é passada contêm o catalisador. A Fig. 4 mostra um trocador de calor que pode ser usado para a reação de (III). Através de (1), a mistura (GII) é alimentada para dentro do trocador de calor, através de (2), a corrente de produto é obtida. Ar (3) é comprimido para dentro do aparelho, que é configurado verticalmente. A seta curva indica a direção de rotação do rotor (M). Os tubos através dos quais a alimentação 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 ser usado para a reação em (III). A mistura (GII) é alimentada como corrente de alimentação (1) para dentro do reator (2), de onde a corrente de produto (3) é obtida. Uma parte (4) é separada de (3) para obter-se uma parte (5) que é esfriada em um trocador de calor (6) e, subseqüentemente, misturada de volta com a corrente de alimentação (1). A Fig. 6 mostra uma cascata de três reatores de poço de leito fixo adiabáticos serialmente acoplados (1), (3) e (5) com trocadores de calor (2) e (4) para esfriamento intermediário e um trocador de calor (6) para esfriamento final. Dentro do primeiro reator (1), (GII) é alimentado como corrente de alimentação (7). O produto é obtido do trocador de calor usado para o esfriamento final. A Fig. 7 mostra um reator de leito fixo adiabático (R) em que uma corrente contendo oxigênio (O) é introduzida. Antes de a corrente (O) ser alimentada 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) em um processo contínuo, nenhum efluente está disponível para aquecer a corrente (O). Para esta finalidade, (O) é eletricamente aquecida no trocador de calor elétrico (C). A seguir, processos preferidos da presente invenção são listados, resultantes das seguintes formas de realização 1 a 20, incluindo as combinações 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 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 (GII) compreendendo propeno e oxigênio; (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente, por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador compreendendo Sn e pelo menos um metal nobre. 2. O processo como descrito na forma de realização 1, em que o catalisador empregado em (III) compreende Sn e pelo menos um metal nobre, selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh e Pt, suportado em pelo menos um óxido de metal. 3. O processo como descrito na forma de realização 1 ou 2, em que o catalisador empregado em (III) compreende de 0,001 a 1% em peso de Sn e de 0,001 a 1% em peso de pelo menos um metal nobre suportado em pelo menos um óxido de metal, em cada caso com base no peso total de óxido de metal presente no catalisador. 4. O processo como descrito na forma de realização 2 ou 3, em que no catalisador empregado em (III) o óxido de metal é alfa-alumina. 5. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 4, em que no catalisador empregado em (III) o metal nobre é Pt. 6. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 5, em que o catalisador empregado em (III) compreende 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, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador. 7. O processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 6, em que no catalisador empregado em (III) a relação em peso do 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 de realização de 1 a 7, em que o catalisador empregado em (III) compreende ainda um suporte tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m /g. 9. O processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 8, em que o catalisador empregado em (III) compreende 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, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de7allm/gea relação em peso de Pt para Sn na faixa de 1:2 a 1:0,5. 10. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 9, em que o catalisador empregado em (III) tem um teor de metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso baseado no peso total de Sn e do pelo menos um metal nobre presente no catalisador. 11. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 10, em que em (I) propeno é reagido com peróxido de hidrogênio na presença de um catalisador de zeólito contendo titânio e na presença de metanol como solvente. 12. O processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 11, em que a mistura (GII) adicionalmente compreende propano. 13.0 processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 12, em que a mistura (GUI) compreende no máximo 500 ppm de oxigênio, de 70 a 95% em peso de propeno, de 1 a 20% em peso de propano, em cada caso com base no peso total da mistura (GUI). 14. O processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 13, em que em (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio seja na faixa de 0,1:1 a 4,5:1. 15. O processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 14, em que em (III) a redução é realizada na temperatura na faixa 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 de realização 1 a 15, em que a mistura (GUI) resultante de (III) é pelo menos parcialmente usada para pelo menos parcialmente aquecer a mistura (GII) a uma temperatura na faixa de 150 a 300°C. 17. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 16, em que a mistura (GUI) resultante de (III) tem um teor de oxigênio de não mais do que 200 ppm. 18. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 17, adicionalmente compreendendo (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado dentro de (I). 19. Processo como descrito em qualquer uma das formas de realização 1 a 18, em que, entre os estágios (II) e (III), a mistura (GII) é comprimida 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 de realização 1 a 19, compreendendo (I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença de um 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 fornecer uma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário, compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso de propano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no peso total da mistura (GII); (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) pelo menos parcialmente por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador 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 teor de metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com base no peso total da alfa-alumina presente no catalisador, a alfa-alumina tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 7 a 11 m/gea relação em peso de Pt para Sn sendo na faixa de 1:2 a 1:0,5, a mistura (GUI) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo; (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10 ppm no máximo, em (I), em que em (III) a reação de redução é realizada em uma temperatura na faixa de 260 a 350°C e em uma pressão na faixa de 10 a 20 bar e em que (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio é na faixa de 0,3:1 a 3,5:1.

Além disso, a presente invenção também refere-se ao uso de um 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 destes metais, mais preferivelmente consistindo de Pd, Rh, Pt e uma mistura de dois ou mais destes metais, muitíssimo preferivelmente platina, dito estanho e pelo menos um metal nobre preferivelmente sendo suportados em um óxido metálico, preferivelmente alumina, mais preferivelmente alfa alumina, para pelo menos parcialmente remover oxigênio por reação com hidrogênio de uma mistura compreendendo propeno, oxigênio e opcionalmente propano, dita mistura preferivelmente sendo obtida de uma reação de epoxidação em que propeno é reagido com óxido de propileno. A presente invenção também refere-se ao uso supracitado em que a reação de oxigênio e hidrogênio é realizada em hidrogênio molar:relações de oxigênio que sejam menores do que 5, preferivelmente menores do que ou iguais a 4,5, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 4,0, mais preferivelmente menores do que ou iguais a 3,5. Ainda mais preferivelmente, 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 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 e ainda mais preferivelmente de 0,7 a 1,5:1. De acordo com outra forma de realização da presente invenção, a relação molar de hidrogênio: oxigênio é preferivelmente de 1,5:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, mais preferivelmente 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 invenção refere-se a um processo para remover oxigênio de uma mistura compreendendo uma olefina, mais preferivelmente uma olefina compreendendo de 2 a 6 átomos de carbono, tal como eteno, propeno, buteno, penteno, hexeno, ainda mais preferivelmente propeno, a mistura opcionalmente compreendendo alcano, preferivelmente um alcano correspondendo ao respectivo alqueno, no caso de alqueno ser propeno mais preferivelmente propano, a mistura opcionalmente compreendendo adicionalmente compostos tais como água, um álcool tal como metanol ou etanol, monóxido de carbono e/ou alquino, em que a mistura é reagida com hidrogênio ou uma mistura compreendendo hidrogênio e em que a quantidade de hidrogênio adicionado é ajustada de modo que a mistura submetida à reação tenha uma relação molar de hidrogênio:oxigênio menor do que 5, preferivelmente menor do que ou igual a 4,5, mais preferivelmente menor do que ou igual a 4,0, mais preferivelmente menor do que ou igual a 3,5. Ainda mais preferivelmente, a relação molar 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 relação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 0,5:1 a 3,0:1, mais preferivelmente de 0,6:1 a 2,0:1 e, ainda mais preferivelmente, de 0,7:1 a 1,5:1. De acordo com outra forma de realização da presente invenção, a relação molar de hidrogênio:oxigênio é preferivelmente de 1,5:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,0:1 a 3,5:1, mais preferivelmente de 2,5:1 a 3,5:1 e ainda mais 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 invenção Como suporte, foram usadas esferas de alfa alumina, que são comercialmente disponíveis (Spheralite 512 G da Axens, França). 225 g destas esferas de alumina foram impregnadas com 86 ml da solução de 0,3134 g de nitrato de platina, tendo um teor de platina de 57,52% em peso. Após 2 h, o suporte de catalisador impregnado foi secado a 120°C. O catalisador secado foi subseqüentemente impregnado com 77 ml da solução de 0,3427 g de diidrato de cloreto de estanho (II). O catalisador foi então secado a 120°C e calcinado a 500°C por 3 h. O catalisador assim obtido tinha a seguinte composição: alfa-alumina:99,84% em peso platina: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 grau químico (96% em peso) foi epoxidada com 74,7 g/h de peróxido de hidrogênio aquoso 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 de catalisador TS-1. A produção de óxido de propileno, com base no peróxido de hidrogênio, foi de 93,2% em uma conversão de peróxido de hidrogênio de 99,8%. O catalisador TS-1 era na forma de filamentos tendo um diâmetro médio de cerca de 1,5 mm e um comprimento médio de cerca de 5 mm, os filamentos consistindo de silicato de titânio-1 como material cataliticamente ativo (cerca de 75% em peso) contido em uma matriz de sílica amorfa mesoporosa (cerca de 25% em peso). A epoxidação foi realizada em modo de leito fixo isotérmico em uma temperatura média de leito de cerca de 50°C. A separação dos componentes leves, metanol e água do produto de reação principal foi realizada em uma torre de destilação tendo 40 bandejas, em uma pressão de topo de 1,1 bar, uma corrente de topo da torre de destilação foi obtida, fornecendo uma corrente (17,5 g/h) contendo 83% em peso de propeno, 12% em peso de propano, 0,6% em peso de oxigênio, 3,3% r em peso de metanol e 1% em peso de água. Oxido de propileno, metanol e água foram retirados do fundo da torre de destilação. A repetição do mesmo experimento empregando-se propileno grau polimérico resultou em uma corrente (15,9 g/h) contendo 91,2% em peso de propileno, 3,3% em peso de propano, 0,7% em peso de oxigênio, 3,7% em peso 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 foi comprimida a uma pressão de 16 bar. Nesta pressão, condensação a 40°C foi realizada, fornecendo uma corrente líquida e uma gasosa. A corrente gasosa continha 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 em uma temperatura de 300°C e uma pressão de 12 bar, utilizando-se uma corrente de hidrogênio (22,7 ΝΙ/h) em um reator de leito fixo isotérmico contendo 100 g de catalisador de acordo com o exemplo 1.

Uma conversão de oxigênio de pelo menos 99,6% foi conseguida, correspondendo a um teor de oxigênio do efluente de reator de no máximo 100 ppm. A conversão de hidrogênio foi acima de 97,5%, a conversão de propeno foi de 5,4%. A produção com respeito a propano foi de 5,3%, 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 acordo com o exemplo 2 foi comprimida a uma pressão de 16 bar e submetida a condensação a 40°C, fornecendo uma corrente líquida e uma gasosa. A corrente gasosa essencialmente consistindo de propeno, propano, e oxigênio foi alimentado ao reator de hidrogenação como descrito no exemplo 3. Antes de a corrente ser alimentada dentro do reator, ela passou por um trocador de calor em que foi aquecida à temperatura de partida de 300°C. O meio de aquecimento foi o efluente do reator de hidrogenação. Assim, 150 kW por t (alimentação) puderam ser economizados no processo contínuo por este método de integração de calor.

Claims

1. Processo para produzir oxido de propíleno, caracterizado pelo fato de compreender: (I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença de um catalisador, para fornecer uma mistura (GI) compreendendo óxido de propíleno, propeno não reagido, e oxigênio; (II) separar óxido de propíleno da mistura (GI) para fornecer uma mistura (GII) compreendendo propeno e oxigênio; (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador compreendendo Sn e um. metal de transição,

2. Processo de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreender Sn e um metal de transição selecionado do grupo consistindo de Pd, Rh e Pt, suportado em 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 (3,001 a 1 % em peso de um metal de transição suportado em um óxido metálico, em cada caso com base no 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 metálico ser alfa-alumina.

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

6. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 3, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em. (III) compreender 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, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador.

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

8. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 7, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreender ainda um suporte tendo uma superfície BET determinada de acordo com DIN 66131 na faixa de 0,5 a 15 m2/g.

9. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 8, caracterizado pelo fato de o catalisador empregado em (III) compreender de 0,01 a 0,25% em peso de Sn e de 0,01 a 0,25% em peso de Pt suportada em alfa alumina, em cada caso com base no peso total da alumina presente no catalisador, a alfa alumina tendo uma 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.

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

11. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 10, caracterizado pelo fato de em (I) propeno ser reagido com peróxido de hidrogênio na presença de um catalisador de zeólito contendo titânio TS1 ou Ti-MWW, e na presença de metanol como solvente.

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

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

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

15. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 14, caracterizado pelo fato de em (III) a redução ser realizada em uma temperatura 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 1 a 15, caracterizado pelo fato de a mistura (GUI) resultante de (III) ser usada para aquecer a mistura (GII) a uma temperatura na faixa de 150 a 300°C.

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

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

19. Processo de acordo com qualquer uma das reivindicações 1 a 18, caracterizado pelo fato de, entre os estágios (II) e iii), a mistura (GUI) 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 1 a 19, caracterizado pelo fato de compreender: (I) reagir propeno com peróxido de hidrogênio na presença de um 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 fornecer uma mistura (GII), opcionalmente após um estágio intermediário, compreendendo de 85 a 90% em peso de propeno, de 5 a 10% em peso de propano e de 3 a 5% em peso de oxigênio, em cada caso com base no peso total da mistura (GII); (III) reduzir o oxigênio compreendido na mistura (GII) por reação com hidrogênio, na presença de um catalisador 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 teor de metal alcalino de não mais do que 0,001% em peso e um teor de metal alcalino terroso de não mais do que 0,001% em peso, em cada caso com base no peso total da alfa alumina presente no catalisador, a alfa alumina tendo uma 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, a mistura (GUI) tendo um teor de oxigênio preferido de 150 ppm no máximo; (IV) separar propeno da mistura (GUI) resultante de (III) e reintroduzir o propeno separado, tendo um teor de oxigênio preferido de 10 ppm no máximo, dentro de (I), em que em (III) a reação de redução é realizada em uma temperatura na faixa de 260 a 350°C e em uma pressão na faixa de 10 a 20 bar e em que em (III) o hidrogênio é adicionado em uma quantidade de modo que a relação molar de hidrogênio para oxigênio é na faixa de 0,3:1 a 3,5:1.