ES2207869T3 - Procedimiento para la obtencion de bis (4-hidroxiaril)-alcanos. - Google Patents

Abstract

Procedimiento para la obtención de bis(4- hidroxiaril)alcanos mediante reacción catalizada con ácidos de hidroxicompuestos aromáticos con cetonas, en el que se conduce a través de un reactor una fase líquida, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, y una fase gaseosa, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, en concentraciones tales que, en el reactor, pasa agua de la fase líquida a la fase gaseosa y de la fase gaseosa a la fase líquida.

Description

Procedimiento para la obtención de bis(4-hidroxiaril)-alcanos.

La presente invención se refiere a un procedimiento para la obtención de bis(4-hidroxiaril)alcanos mediante reacción catalizada con ácidos de hidroxicompuestos aromáticos con cetonas, en la que se ajusta temperatura, contenido en cetona y agua de una mezcla de reacción líquida, por medio de una fase gaseosa de composición apropiada.

La síntesis de bis(4-hidroxiaril)alcanos mediante reacción catalizada con ácidos de hidroxicompuestos aromáticos con cetonas es conocida. De la US-A 3 634 341 y la US-A 3 760 006 se desprende que el contenido en agua de la mezcla de reacción influye sobre la eficiencia del catalizador, como límites críticos para la reacción en el reactor de lecho fijo se indica un 2-3% en peso de contenido en agua. Por la WO 94/19079 y la EP-A 770 590 se conoce la eliminación continua de agua formada en la reacción, conduciéndose un gas inerte anhidro, por ejemplo nitrógeno, en contracorriente a través del reactor. De la US-A 4,400,555 (EP-A 342 758) y la EP-A 754 666 se desprende que, en un procedimiento de obtención con varios reactores conectados en serie, se puede aumentar la actividad de la formación de bis(4-hidroxi)alcano si se distribuye la cetona en los diferentes reactores; en la WO 94/19079 se propone alimentar la cetona en forma gaseosa o líquida a través de varios puntos de dosificación distribuidos a lo largo de la longitud total de la columna en el caso de obtención de bis(4-hidroxiaril)alcano en una columna (de arrastre por vapor). El gasto en instalaciones y técnico de regulación de tal división de la alimentación de cetona en varios reactores, o bien varios puntos de alimentación de una columna de arrastre por vapor, es un inconveniente de este procedimiento. Además, mediante una división de la alimentación de cetona se reduce la velocidad de reacción de formación de bis(4-hidroxiaril)alcano. La menor velocidad de reacción se acepta para conseguir un aumento de la selectividad.

Es deseable un modo de procedimiento en el que se consiga no solo una selectividad de la reacción más elevada, sino también simultáneamente una velocidad de reacción más elevada, para maximizar de este modo el rendimiento espacio-tiempo.

Ahora se encontró que se pueden obtener bis(4-hidroxiaril)alcanos con selectividad elevada, y simultáneamente en rendimiento espacio-tiempo elevado, si se ajusta temperatura, contenido en cetona y agua de una mezcla de reacción líquida por medio de una fase gaseosa de composición apropiada.

Es objeto de la invención un procedimiento para la obtención de bis(4-hidroxiaril)alcanos mediante reacción catalizada con ácidos de hidroxicompuestos aromáticos con cetonas, en el que se conducen a través de un reactor una fase líquida, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, y una fase gaseosa, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, en concentraciones tales que, en el reactor, pasa agua de la fase líquida a la fase gaseosa, y cetona de la fase gaseosa a la fase líquida.

Se pueden conducir a través del reactor fase gaseosa y líquida en corriente paralela o en contracorriente. Es preferente el régimen en contracorriente.

Mediante el procedimiento según la invención se pueden ajustar, a través de la longitud de reactor total, concentraciones en cetona y agua seleccionables libremente, aproximadamente constantes, a temperaturas aproximadamente constantes al mismo tiempo, seleccionables libremente. Según la invención, se puede llevar a cabo igualmente un régimen en el que, en lugar de condiciones aproximadamente constantes, se seleccionan aquellas en las cuales la temperatura y/o las concentraciones de hidroxicompuesto aromático, cetona y agua en la fase líquida, no son constantes a través de la longitud total del reactor. De este modo, se pueden marcar, a modo de ejemplo, gradientes de temperatura y/o gradientes de concentración para cetona y/o agua en la fase líquida. La idea básica del procedimiento según la invención es el ajuste de temperatura, del contenido en cetona y agua en la mezcla de reacción líquida por medio de una fase gaseosa de composición apropiada.

En el procedimiento según la invención, la proporción molar de hidroxicompuesto aromático respecto acetona en la fase líquida alimentada al reactor asciende en general a 3,5:1 a 12,5:1, preferentemente 5:1 a 60:1, de modo especialmente preferente 10:1 a 30:1. La fase líquida alimentada al reactor puede contener cantidades reducidas de agua. El contenido en agua asciende preferentemente a un 0 hasta un 2% en peso.

La proporción molar de hidroxicompuesto aromático respecto a cetona en la fase gaseosa alimentada al reactor resulta de la condición de que pase cetona de la fase gaseosa a la fase líquida en el reactor a temperatura de reacción y presión de reacción. Correspondientemente, para el ajuste de concentraciones de cetona aproximadamente constantes en la fase líquida, la concentración de cetona en la fase gaseosa en la entrada del reactor se debe seleccionar aproximadamente tan elevada como la concentración que se ajustaría en la fase gaseosa a temperatura de reacción y presión de reacción en equilibrio termodinámico, a través de la fase líquida añadida con dosificación. Si se ajusta en el reactor un gradiente de concentración de cetona, de este modo se debe seleccionar la concentración de cetona, en la fase gaseosa alimentada al reactor, más elevada o más reducida que la concentración que se ajustaría en equilibrio termodinámico.

La concentración de agua en la fase gaseosa añadida con dosificación resulta, según principio análogo, de la concentración de agua en la fase líquida añadida con dosificación. Esta se debe seleccionar de modo que, en el reactor a temperatura y presión de reacción, pase agua de la fase líquida a la fase gaseosa. Correspondientemente, la concentración de agua en la fase gaseosa se debe seleccionar tan elevada como la concentración que se ajustaría en la fase gaseosa a temperatura y presión de reacción en equilibrio termodinámico, a través de la fase líquida añadida con dosificación, para ajustar una concentración de agua constante en la fase líquida. Si en el reactor se ajusta un gradiente de concentración de agua, de este modo se debe seleccionar la concentración de agua, en la fase gaseosa alimentada al reactor, más elevada o más reducida que la concentración que se ajustaría en equilibrio termodinámico.

Mediante ajuste apropiado de concentraciones en fase gaseosa y líquida se extrae agua y se alimenta cetona continuamente a la mezcla de reacción líquida a través de la fase gaseosa en el reactor. Por consiguiente, el consumo de cetona, o bien la producción de agua mediante reacción, se compensan mediante la transición de fases entre fase gaseosa y líquida. De este modo, se pueden mantener aproximadamente constantes las concentraciones de cetona y agua en fase líquida, así como la temperatura en el reactor, o se puede marcar un gradiente de concentración o temperatura.

Este régimen es muy ventajoso, ya que una dosificación subsiguiente de cetona consumida, y la eliminación continua de agua de la fase líquida, que se efectúa simultáneamente, mantiene elevada la velocidad de reacción a través de la longitud total del reactor. Las condiciones de reacción controlables, en caso dado aproximadamente constantes en el reactor, así como el régimen casi isotérmico, posibilitan simultáneamente una mejora de la selectividad.

La temperatura en el reactor se sitúa entre la temperatura de cristalización de la mezcla de reacción y 130ºC. Esta se ajusta mediante la selección de presión en el reactor. Si se mantienen constantes la concentración de cetona y de agua a través de la longitud total del reactor, se puede conseguir un control de temperatura uniforme. La descarga y alimentación de calor, en contrapartida al procedimiento descrito en la WO 94/19079, no se efectúan mediante el tratamiento de una corriente de gas inerte, sino, de modo mucho más efectivo, principalmente mediante evaporación local y condensación. En contrapartida a los procedimientos del estado de la técnica, de este modo se puede mantener aproximadamente constante la temperatura a través de la zona de reacción total.

La presión a ajustar se puede calcular a través del equilibrio termodinámico para la temperatura deseada y las concentraciones de cetona y agua deseadas; en el caso de régimen exento de gas inerte, esta asciende en general a 5 a 1000 mbar, preferentemente 15 a 200 mbar. Para el ajuste de la temperatura en el reactor a través de la especificación de presión, se puede añadir, en caso dado, un gas inerte, como nitrógeno, a la alimentación de gas.

Si se ajusta un gradiente de temperatura en el reactor, por ejemplo para evitar una cristalización de la mezcla de reacción enriquecida con bis(4-hidroxiaril)alcano en la parte inferior del reactor, se puede influir sobre la temperatura en el reactor, y además -a través de la concentración de cetona y agua en la fase líquida- la temperatura de cristalización de la mezcla de reacción, mediante la generación de etapas de presión en el reactor, o la aplicación de un gradiente de concentración.

La temperatura de la fase líquida alimentada deberá corresponder a la temperatura de ebullición a la presión predeterminada en el reactor, pero también se puede situar por debajo, la temperatura de la fase gaseosa alimentada deberá corresponder a la temperatura a la presión predeterminada en el reactor, o situarse por debajo de manera insignificante.

Naturalmente, en la realización del procedimiento según la invención, mediante puntos de dosificación adicionales de alimentación de gas, o bien líquido, o mediante medidas que provocan modificaciones locales de presión en el reactor, se pueden realizar selectivamente perfiles de temperatura, o bien concentración y/o etapas de temperatura, o bien concentración.

Los catalizadores ácidos apropiados para la obtención de bis(4-hidroxiaril)alcanos son conocidos por el especialista. Pueden ser catalizadores homogéneos, por ejemplo ácido clorhídrico, ácido sulfúrico, trifluoruro bórico, etc. Se pueden dosificar catalizadores homogéneos a través de una dosificación separada y/o junto con la fase líquida. Preferentemente se emplean catalizadores heterogéneos. Como catalizadores heterogéneos se emplean los catalizadores conocidos por el especialista, a modo de ejemplo resinas de intercambio iónico ácidas, ácidos inorgánicos sólidos, ácidos inorgánicos sólidos funcionalizados, etc. Preferentemente se emplean catalizadores con grupos ácido sulfónico en matriz orgánica, inorgánica, o una combinación de matriz orgánica e inorgánica. Preferentemente se emplean los catalizadores heterogéneos junto con cocatalizadores que contienen azufre. Tales cocatalizadores son conocidos por el especialista. Estos se pueden dosificar en forma gaseosa, en caso dado junto con la corriente de gas de educto (por ejemplo en el caso de H_{2}S), o de manera homogénea junto con la fase líquida, o fijar previamente sobre un catalizador heterogéneo. Se desprenden ejemplos de tales catalizadores de la US-A 2 468 982, la US-A 2 623 908, la US-A 2 775 620, la US-A 3 634 341, la US-A 3 760 006, la DE-OS 36 19 450 o la DE-OS 37 27 641.

Como reactores se pueden emplear aquellos reactores conocidos por el especialista, que posibilitan un intercambio de substancia intensivo entre fase gaseosa y líquida, y simultáneamente un contacto intensivo de la fase líquida con un catalizador heterogéneo. Estos son, por ejemplo, reactores polifásicos con catalizador suspendido (caldera de agitación gasificada, columna de burbujas, lecho fluidizado trifásico, etc), reactores polifásicos, catalizador dispuesto de manera estacionaria (por ejemplo lechos pulverizados) o columnas de rectificación de diferente realización. Preferentemente se emplea como reactor una columna de rectificación reactiva. Esta se realiza del modo conocido por el especialista, como columna de platos o columna de empaquetadura. En la forma de realización preferente con catalizador heterogéneo, se emplea este del modo conocido por el especialista, en la columna de platos, o bien columna con empaquetadura ordenada o desordenada. Se describen ejemplos en la EP-A 670 178; la EP-A 461 855; la US-A 5 026 459; la US-A 4 536 373; la WO 94/08681; la WO 94/08682; la WO 94/08679; la EP-A 470 655; la WO 97/26971; la US-A 5 308 451; la EP-A 755 706; la EP-A 781 829, la EP-A 428 265; la EP-A 448 884; la EP-A 640 385; la EP-A 631 813; la WO 90/02603; la WO 97/24174; la EP-A 665 041, la EP-A 458 472; la EP-A 476 938, modelo registrado alemán 298 07 007.3.

Alternativamente, se puede introducir el catalizador en reactores externos, en caso dado temperados, conduciéndose la fase líquida de la columna al reactor, y de éste de nuevo a la columna para la separación de substancias. Para el desacoplado de temperaturas en la columna y reactores externos, es posible un temperado de las corrientes entre la columna y los reactores externos.

En una forma preferente de realización, en la que se emplea como reactor una columna de rectificación reactiva, se añaden con dosificación en la parte superior de la columna, por encima de la zona de reacción, cetona, hidroxicompuesto aromático, y en caso dado agua en la proporción deseada, en forma líquida. Mediante alimentación simultánea de una entrada de gas de composición apropiada en la zona inferior de la columna, por debajo de la zona de reacción, se consigue separar por transporte continuamente a través de la fase gaseosa el agua que se produce en la fase líquida mediante reacción, y suministrar adicionalmente de manera continua en la fase la cetona consumida mediante la reacción. Opcionalmente, se puede ajustar en el reactor una concentración de cetona y agua aproximadamente constante, o, a modo de ejemplo para evitar una cristalización de la mezcla de reacción en la parte inferior de la columna de rectificación reactiva, un gradiente de temperatura y/o un gradiente de concentración de cetona y/o agua. En el caso de rectificación reactiva se pueden ajustar perfiles de concentración y/o temperatura mediante la composición líquida, y una pérdida de presión, en caso dado aplicada conscientemente, y/o mediante puntos de dosificación adicionales para gas y/o líquido. Si se aumenta la concentración de cetona en la parte inferior de la columna, donde se presenta en la mezcla de reacción un contenido elevado en bis(4-hidroxiaril)alcano, la mezcla de reacción presenta un punto de cristalización más reducido, de modo que se puede seleccionar la temperatura de reacción más reducida.

A través de intercambiadores de calor, en caso dado incorporados, se puede alimentar calor al reactor, o descargar del mismo. Es más sencillo el régimen sin cambiador de calor. El intercambio de substancias entre fase gaseosa y líquida dentro del reactor se optimiza del modo conocido por el especialista. En la realización preferente como rectificación reactiva, se selecciona el rendimiento de separación instalado en dependencia del progreso de reacción, de modo que se conduce subsiguientemente la cetona consumida, de modo suficientemente rápido, de la fase gaseosa a la fase líquida, y se transporta el agua producida, de modo suficientemente rápido, de la fase líquida a la fase gaseosa. A tal efecto se emplean preferentemente empaquetaduras o platos conocidos por el especialista. En el caso de empleo de un catalizador heterogéneo, se dispone éste sobre los platos, o bien en la empaquetadura, de modo conocido por el especialista. En el caso de empleo de un catalizador y/o cocatalizador homogéneo, se puede dosificar éste al reactor con la dosificación de líquido y/o a través de puntos de dosificación adicionales. En el caso de empleo de un cocatalizador gaseoso, se puede llevar éste al reactor con la dosificación de gas y/o a través de puntos de dosificación adicionales.

Por debajo de las zonas de reacción se pueden encontrar una zona de destilación y un evaporador. De este modo se pueden evaporar cetona, agua, y partes de hidroxicompuesto aromático, y eventualmente cocatalizador, a partir de la descarga de líquido, de modo que se debe alimentar externamente solo una parte de corriente gaseosa. La corriente de producto que abandona esta zona de destilación presenta concentraciones más reducidas en cetona y agua, y una concentración más elevada en bis(4-hidroxiaril)alcano.

Se puede elaborar la corriente de producto del modo conocido por el especialista. De este modo, a partir de la corriente de producto se puede aislar el bis(4-hidroxiaril)alcano, a modo de ejemplo, mediante cristalización (véase, por ejemplo, la DE-OS 42 13 872, la EP-A 671 377, o bien la US-A 5 545 764), extracción con un disolvente orgánico, destilación (véase, por ejemplo, la US-A 5 785 823) o una combinación de estas medidas.

La corriente gaseosa que sale en la parte superior de la zona de reacción se descompone en sus componentes, o mezclas de componentes, en caso dado en combinación con compactado completo o parcial, según métodos para la separación de substancias conocidos en principio. Después se pueden alimentar de nuevo al procedimiento las corrientes parciales, obtenidas de este modo, en forma líquida o gaseosa, esclusándose del procedimiento, no obstante, el agua de reacción formada. Para la separación de substancias se pueden emplear los métodos conocidos por el especialista, por ejemplo condensación parcial, destilación, extracción, procedimientos de membrana, etc. Las corrientes parciales gaseosas se pueden alimentar de nuevo a la columna en forma gaseosa sin elaboración adicional directamente tras compactado.

La proporción de cantidades de dosificación de fase líquida y gaseosa dependerá del tipo de reactor seleccionado del modo conocido por el especialista. A modo de ejemplo, en el caso de rectificación reactiva se selecciona esta proporción bajo consideración de los límites hidrodinámicos determinados por los elementos de inserción, de modo que se garantice un intercambio de substancia efectivo, que no se presente una distribución desigual en el reactor, y que no se presente además una inundación en el caso de carga elevada, o empapado en el caso de carga reducida del reactor.

La selección de la proporción cuantitativa de corriente de gas y líquido influye también en que modo se pueden mantener constantes las condiciones de reacción en el reactor. Mediante la descarga de cetona en la fase líquida y la absorción de agua de la fase líquida, la corriente gaseosa varía su concentración en el caso de circulación a través del reactor. De ello resulta una desviación insignificante de las condiciones de reacción constantes deseadas. Esta desviación es tanto más reducida, cuanto mayor es la proporción cuantitativa de corriente de gas y líquido; no obstante, con cantidad de gas creciente aumenta simultáneamente el gasto para el reciclaje de la corriente gaseosa. Se han mostrado convenientes proporciones de corriente de gas y líquido de 0,01 a 10, en especial de 0,05 a 2.

La corriente de líquido alimentada al reactor se compone de eductos, que se alimentan frescos y/o en circuito al procedimiento, así como, en caso dado, el reflujo de una condensación parcial de la corriente gaseosa. La corriente gaseosa alimentada al reactor está constituida por componentes que se alimentan frescos al procedimiento y/o se conducen en circuito, así como, en caso dado, una fracción obtenida mediante evaporación parcial de la corriente de líquido. Entre evaporador y parte de reacción se puede instalar una parte de destilación que sirve para la mejor recirculación de componentes de bajo punto de ebullición.

Los hidroxicompuestos aromáticos apropiados para procedimientos según la invención no están substituidos en posición p, y no contienen substituyentes de segundo orden, como grupos ciano, carboxi o nitro; cítense, a modo de ejemplo, fenol, o- y m-cresol, 2,6-dimetilfenol, o-terc-butilfenol, 2-metil-6-terc-butilfenol, o-ciclohexilfenol,
o-fenilfenol, o-isopropilfenol, 2 metil-6-ciclopentilfenol, o- y m-clorofenol, 2,3,6-trimetilfenol. Son preferentes fenol, o- y m-cresol, 2,6-dimetilfenol, o-terc-butilfenol y o-fenil-fenol; es especialmente preferente fenol.

En el procedimiento según la invención se pueden emplear cetonas con grupos alifáticos, aralifáticos o aromáticos, en la función carbonilo; a modo de ejemplo, también \omega fenilacetofenona o benzofenona.

Preferentemente se emplean cetonas que contienen al menos un grupo alifático en la función carbonilo; cítense, a modo de ejemplo, acetona, metiletilcetona, metilpropilcetona, metilisopropilcetona, dietilcetona, acetofenona, ciclohexanona, ciclopentanona, metil-, dimetil- y trimetilciclohexanona, que también pueden presentar grupos metilo geminales, como 3,3-dimetil-5-metilciclohexanona (hidroisoforona). Son preferentes acetona, acetofenona, ciclohexanona, y sus homólogos que portan grupos metilo; es especialmente preferente acetona.

Los eductos apropiados para el procedimiento según la invención son también las aguas madre remanentes tras la separación de bis(4-hidroxiaril)alcanos, que se recirculan tras adición de hidroxicompuestos consumidos, y en caso dado extracción de una cierta fracción, para evitar el enriquecimiento de productos secundarios indeseables en el procedimiento; para el caso de síntesis de bisfenol A, tales aguas madre contienen aproximadamente un 75-90% en peso de fenol y un 10-25% en peso de productos secundarios, que se componen de la siguiente manera:

Bisfenol A	25 - 80% en peso
o,p-Bisfenol	5 - 20% en peso
Trisfenol	2 - 10% en peso
Cromano	2 - 20% en peso
1,3,3-Trimetildihidroxifenilindanos	1 - 15% en peso
Otros productos secundarios	0,5 - 10% en peso

En el procedimiento según la invención, en especial en su realización en una columna de rectificación reactiva, mediante la separación continua y eficiente del agua de reacción, y la dosificación subsiguiente continua de cetona, se pueden alcanzar velocidades de reacción más elevadas, y con ello rendimientos espacio-tiempo mayores. Simultáneamente, se posibilita un control de temperatura muy constante, ya que los efectos exo- o endotérmicos que se presentan en el sistema no conducen a una modificación de temperatura, sino que se compensan mediante evaporación o condensación parcial. Debido al menor tiempo de residencia en el reactor y al control de temperatura, contenido en agua y cetona de la fase líquida en el reactor, se observa una selectividad elevada de la reacción, y con ello una reducción de la formación de productos secundarios, y un aumento de la calidad de producto. Estas son también condiciones que mejoran el período de aplicación de los catalizadores.

Naturalmente, también es concebible una combinación del procedimiento según la invención con la técnica de reacción clásica para la obtención de bis(4-hidroxiaril)alcanos. A modo de ejemplo, se puede conectar un reactor de lecho fijo clásico, en el que se lleva a cabo la conversión inicial de la cetona, antes del procedimiento según la invención, en el que se lleva a cabo la conversión restante para completar la reacción. La conversión inicial en el reactor de lecho fijo a concentración de cetona elevada, concentración de agua reducida y temperatura inicial reducida, conduce a un rendimiento espacio-tiempo elevado, y a buena calidad de producto en el producto crudo, que se dosifica como fase líquida en el procedimiento según la invención. En este caso se puede llevar a cabo la conversión restante en las condiciones ventajosas del procedimiento según la invención, como por ejemplo concentración de agua reducida aproximadamente de manera constante, y/o concentración de cetona elevada, o bien temperatura aproximadamente constante.

La ventaja de esta combinación de técnicas de reacción consiste en un minimizado de costes de instalaciones.

Ejemplos

Ejemplo 1 a 7

Se hicieron reaccionar acetona y fenol para dar bisfenol A, en un tubo de contracorriente de 30 cm de longitud y 50 mm de diámetro, que estaba cargado con 160 g de catalizador. El catalizador se encontraba en cuerpos de relleno cilíndricos de tela metálica, que dejaban descubierto un volumen libre de aproximadamente un 60% para la corriente gaseosa, y posibilitaban un intercambio de substancias intensivo. Se empleó como catalizador una resina de poliestireno sulfonada, reticulada con un 2% en peso de divinilbenceno (K 1131, Bayer AG), que se modificó con un 5% en moles de 2,2-dimetiltiazolidina.

Ejemplos 1 a 3

En el caso de composición constante de corriente de eductos se varió la corriente cuantitativa de la alimentación de gas.

1

2

La composición del producto crudo por debajo de la zona de reacción en este tubo de contracorriente está representada en la siguiente recopilación. En este caso se puede considerar que, en esta instalación de laboratorio simple, por debajo de la zona de reacción no se efectúa una separación por destilación de productos de bajo punto de ebullición acetona y agua, de modo que éstas aparecen concomitantemente en el producto de cola. Por lo tanto, en los siguientes análisis, la suma de todos los productos de cola (incluyendo acetona y agua) da por resultado un 100%.

3

4

Ejemplos 4 a 7

Se variaron la concentración de agua en fase líquida y la temperatura de reacción.

5

6

La composición del producto crudo por debajo de la zona de reacción en este tubo de contracorriente está representada en la siguiente recopilación. En este caso se puede considerar que, en esta instalación de laboratorio simple, por debajo de la zona de reacción no se efectúa una separación por destilación de productos de bajo punto de ebullición acetona y agua, de modo que éstas aparecen concomitantemente en el producto de cola. Por lo tanto, en los siguientes análisis, la suma de todos los productos de cola (incluyendo acetona y agua) da por resultado un 100%.

(Tabla pasa a página siguiente)

7

8

Ejemplos 8 a 10

La instalación y puesta en práctica del ensayo corresponden a las de los ejemplos de ensayo 1-7. En esta serie se emplearon otros catalizadores. Todos los catalizadores estaban modificados con un 5% en moles de 2,2-dimetiltiazolidina.

La composición de las corrientes de eductos permaneció constante en esta serie de ejemplos:

9

10

La composición del producto crudo por debajo de la zona de reacción en este tubo de contracorriente está representada en la siguiente recopilación. En este caso se puede considerar que, en esta instalación de laboratorio simple, por debajo de la zona de reacción no se efectúa una separación por destilación de productos de bajo punto de ebullición acetona y agua, de modo que éstas aparecen concomitantemente en el producto de cola. Por lo tanto, en los siguientes análisis, la suma de todos los productos de cola (incluyendo acetona y agua) da por resultado un 100%.

11

12

Claims (13)

1. Procedimiento para la obtención de bis(4-hidroxiaril)alcanos mediante reacción catalizada con ácidos de hidroxicompuestos aromáticos con cetonas, en el que se conduce a través de un reactor

una fase líquida, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, y

una fase gaseosa, que contiene hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, en concentraciones tales que, en el reactor, pasa agua de la fase líquida a la fase gaseosa y de la fase gaseosa a la fase líquida.

2. Procedimiento según la reivindicación 1, en el que se conduce fase gaseosa y líquida en contracorriente a través del reactor.

3. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que las concentraciones de hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua en la fase gaseosa alimentada al reactor, corresponden a las que se presentan en una fase gaseosa, que se encuentra en equilibrio termodinámico con la fase líquida alimentada al reactor bajo las condiciones de temperatura y presión dominantes en el reactor.

4. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que se seleccionan las concentraciones de hidroxicompuesto aromático, cetona, y en caso dado agua, en la fase gaseosa alimentada al reactor, y la fase líquida alimentada al reactor, de modo que la temperatura y/o las concentraciones de hidroxicompuesto aromático, cetona y agua en la fase líquida, no son constantes a través de la longitud total del reactor.

5. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que el reactor contiene un catalizador heterogéneo ácido.

6. Procedimiento según la reivindicación 5, en el que se emplea como catalizador una resina de intercambio iónico ácida.

7. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que se emplea el catalizador junto con cocatalizadores que contienen azufre.

8. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que la temperatura en el reactor es más elevada que la temperatura de cristalización de la mezcla de reacción, y asciende como máximo a 130ºC.

9. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que la presión en el reactor asciende a 5 mbar hasta 1000 mbar.

10. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que el hidroxicompuesto aromático es fenol.

11. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que la cetona es acetona.

12. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que se emplea como reactor una columna de rectificación reactiva.

13. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2, en el que el hidroxicompuesto aromático alimentado al reactor contiene hidroxicompuesto, cetona, y productos de reacción formados a partir de los mismos.