ES2219482T3 - Procedimiento para la preparacion selectiva de di-isobutileno a partir de una corriente de c4 que contiene i-buteno. - Google Patents
Procedimiento para la preparacion selectiva de di-isobutileno a partir de una corriente de c4 que contiene i-buteno.Info
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Abstract
Procedimiento para la preparación de diisobutileno (DIB) a partir de un refinado I de C4 que contiene i-buteno, caracterizado porque: a) el refinado I de C4 se somete a una primera hidroisomerización (A) sobre un catalizador de metal noble, efectuándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h-1 y utilizando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C4 líquido, cuya cantidad está por encima de la cantidad requerida de hidrógeno para la hidrogenación de compuestos altamente insaturados en el refinado I de C4; b) el producto de hidroisomerización de a) se somete a destilación fraccionada en una columna de fraccionamiento (B), realizándose esta destilación a 5-25 bares y a la temperatura establecida por esta presión, tomándose 2- buteno y n-butano como producto de cola (4) y tomándose i- buteno e i-butano como producto de cabeza (8); c) opcionalmente, se toma una corriente lateral (5, 7) de esta columna de fraccionamiento (B) y se somete a una segunda hidroisomerización (C) sobre un catalizador de metal noble, realizándose esta hidroisomerización a 30- 90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h-1 y empleando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C4 y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y c) iguales o diferentes; siendo recirculado el producto de hidroisomerización a la columna de fraccionamiento usada en b), preferentemente por encima del punto de toma; d) el producto de cabeza de la columna en b) se condensa, se divide en dos partes y la primera parte se somete a una tercera hidroisomerización (D) sobre un catalizador de metal noble, realizándose esta hidroisomerización a 30- 90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h-1 y empleando 0, 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de condensado y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y d) iguales o diferentes y siendo recirculado el producto de hidroisomerización de la etapa d) a la columna de fraccionamiento de la etapa b);e) la segunda parte del producto condensado de la cabeza de la columna de la etapa b) se introduce en una columna reactiva en donde los hidrocarburos C4 se vaporizan preferentemente a 50-100ºC y se pasan sobre un catalizador ácido heterogéneo.
Description
Procedimiento para la preparación selectiva de
di-isobutileno a partir de una corriente de C_{4}
que contiene i-buteno.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la dimerización selectiva de
i-buteno presente en un refinado I de C_{4} y
comprende las etapas de una primera hidroisomerización del refinado
I, la posterior separación de 2-buteno y
n-butano por destilación en una columna y la
dimerización selectiva de parte del producto que contiene
i-buteno procedente de la cabeza de la columna.
Los dímeros de i-buteno son
2,4,4-trimetil-1-penteno
y
2,4,4-trimetil-2-penteno.
Cada uno de ellos contiene todavía un doble enlace y se pueden pasar
al procedimiento oxo o a esterificación, por ejemplo, para producir
alcohol isononílico a partir de diisobutileno (DIB) y a continuación
ftalato de dinonilo o, en el caso de la esterificación directa del
DIB, ftalato de dioctilo los cuales se emplean como plastificantes
para materiales termoplásticos. El triisobuteno también se puede
procesar para producir dodecilmercaptán, un auxiliar para caucho.
Por último, se puede citar la adición a combustibles para motores
del DIB u octanos derivados del mismo por hidroge-
nación.
nación.
Ya se sable que el i-buteno puede
ser oligomerizado sobre muchos catalizadores electrófilos (Olah,
Molaur, Hydrocarbon Chemistry, Wiley, 1995). Por ejemplo, se han
descrito procedimientos que utilizan intercambiadores iónicos ácidos
o pentasil zeolitas. Un inconveniente de estos métodos es la baja
selectividad a DIB, dado que los procedimientos forman siempre no
solo el producto principal sino también oligómeros superiores de
i-buteno, especialmente triisobueno (C_{12}),
tetraisobuteno (C_{16}), pentaisobuteno (C_{20}) y similares,
cuyas proporciones disminuyen además con el grado de oligomerización
cada vez mayor, dicho procedimiento ha de ser seguido por una
separación de los componentes formados.
En el caso de que la corriente de alimentación
contenga no solo i-buteno sino también
1-buteno o 2-buteno, la selectividad
a DIB disminuye aún más, dado que se forman simultáneamente
productos C_{8} a partir de i-buteno y
1-buteno o 2-buteno (conocidos como
codímeros) a elevadas conversiones. Debido a la estrecha proximidad
de sus puntos de ebullición con el punto de ebullición del DIB,
tales componentes no se pueden separar a un coste razonable y de
este modo representan una fuente de pérdidas en el
procedimiento.
Por este motivo, se persiguen procedimientos que
tienen una selectividad a DIB muy elevada. Un modo de aumentar la
selectividad es por vía de una dilución elevada del
i-buteno por octanos y compuestos oxigenados, como
se describe en US 5 877 372. Sin embargo, es necesario separar el
i-buteno sin reaccionar y sustancias inertes que
circulan en este procedimiento.
Otra vía es la descrita en EP 0 008 860 A1, en
donde el catalizador se instala en cavidades de tela metálica en una
columna de destilación. En este procedimiento, el refinado I que
tiene un contenido en i-buteno de alrededor de 50% y
un contenido en 1-buteno de 25% se procesa a bajas
presiones. A pesar de ello, los codímeros que prácticamente son
imposibles de separar constituyen los principales subproductos.
Además, en este procedimiento han de aceptarse bajas conversiones de
i-buteno y de este modo pérdidas de
i-buteno.
En EP 0 850 904 A1 se describe la separación de
1-buteno y 2-buteno del
i-buteno en el refinado I de C_{4} conectando
adecuadamente los reactores de hidroisomerización con varias
columnas de destilación. Sin embargo, en este caso el objetivo
consiste en aislar una corriente de i-buteno muy
puro.
La DE 196 46 405 A1 describe la oligomerización
selectiva de i-buteno a partir de una corriente de
C_{4} que contiene 1-/2-buteno, con el
inconveniente particular de que el 1-buteno se
convierte a 2-buteno por hidroisomerización y el
2-buteno ha de serpararse del
i-buteno por destilación. La corriente resultante de
i-butano/i-buteno se oligomeriza en
un catalizador ácido heterogéneo en un reactor. No se forman
prácticamente codímeros que son difíciles de separar, pero el
producto principal está constituido por oligómeros C_{12}.
A la vista de estos antecedentes, el objeto de la
presente invención consiste en mejorar los procedimientos conocidos
de manera que pueda prepararse DIB en altas conversiones y con una
alta selectividad a partir de una corriente que comprende
i-buteno, 1-/2-buteno y butanos.
Este objeto se consigue mediante el procedimiento
que tiene las características especificadas en la reivindicación
1.
El procedimiento para la preparación de
diisobutileno (DIB) a partir de un refinado I de C_{4} que
contiene i-buteno, comprende las etapas de:
- a)
- someter el refinado I de C_{4} a una primera hidroisomerización sobre un catalizador de metal noble, efectuándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, preferentemente 50-60ºC, a 5-30 bares, preferentemente 10-20 bares a una LHSV de 1-30 h^{-1}, preferentemente 5-30 h^{-1}, y utilizando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C_{4} líquido, cuya cantidad se encuentra por encima de la cantidad de hidrógeno requerido para la hidrogenación de compuestos altamente insaturados en el refinado I de C_{4};
- b)
- someter a destilación fraccionada el producto de hidroisomerización de a) en una columna de fraccionamiento, efectuándose esta destilación fraccionada a 5-25 bares, preferentemente 8-12 bares, y a la temperatura establecida bajo esta presión, y saliendo 2-buteno y n-butano como productos de cola y saliendo i-buteno e i-butano como productos de cabeza;
- c)
- tomar opcionalmente una corriente lateral de esta columna de fraccionamiento por encima de la entrada, preferentemente al nivel de la parte media de la columna, y someterla a una segunda hidroisomerización sobre un catalizador de metal noble, efectuándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, preferentemente 50-60ºC, a 5-30 bares, preferentemente 10-20 bares, a una LHSV de 1-30 h^{-1} y utilizando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C_{4} y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y c) iguales o diferentes; siendo recirculado el producto de hidroisomerización a la columna de fraccionamiento usada en b), preferentemente por encima del punto de toma;
- d)
- condensar el producto de cabeza de la columna de b), dividirlo en dos partes y someter la primera parte a una tercera hidroisomerización sobre un catalizador de metal noble, efectuándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, preferentemente 50-60ºC, a 5-30 bares, preferentemente 10-20 bares, a una LHSV de 1-30 h^{-1}, preferentemente 5-30 h^{-1}, y utilizando 0,3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de condensado y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y d) iguales o diferentes; y siendo recirculado el producto de hidroisomerización de d) a la columna de fraccionamiento de b), preferentemente en su tercio superior;
- e)
- introducir la segunda parte del producto condensado de la cabeza de la columna de b) al interior de una columna reactiva en donde los hidrocarburos C_{4} son vaporizados preferentemente a 50-100ºC y pasados por un catalizador ácido heterogéneo en el cual se dimeriza el i-buteno, efectuándose la dimerización a 40-100ºC a 3-30 bares, preferentemente 5-20 bares, y a una LHSV de 5-50 h^{-1}. El catalizador puede estar presente en un relleno especial en la columna, por ejemplo, en un relleno comercialmente disponible del tipo MONTZ Multipak I el cual permite separar el DIB de la corriente de alimentación. De este modo, se pueden condensar hidrocarburos C_{4} inertes en la cabeza de la columna reactiva, pudiéndose recircular parte de este condensado a la columna para disipar el calor de reacción y pudiéndose sacar la otra parte, y pudiéndose sacar por la cola de la columna reactiva los productos de dimerización, es decir, hidrocarburos C_{8}.
En el procedimiento de la invención, la corriente
de C_{4} se libera así en gran medida de 1-buteno
y 2-buteno y posteriormente se dimeriza en un
catalizador ácido instalado en una columna reactiva. La corriente de
alimentación a esta columna reactiva contiene butanos además de
i-buteno, lo cual hace que la temperatura de
reacción en el lecho fijo pueda ser controlada mediante la
disipación del calor de reacción. El procedimiento de la invención
difiere del procedimiento conocido a partir de DE 196 46 405 A1,
particularmente en las etapas c) (opcional) y e).
Como mezcla de C_{4} conteniendo
i-buteno es posible utilizar un refinado I de
C_{4} que se obtiene a partir de la fracción de destilación de
C_{4} en bruto de un producto de cracking por separación del
1,3-butadieno presente en el mismo mediante
extracción y haciendo un uso económico del mismo. Esta extracción
separa también otros hidrocarburos altamente insaturados, por
ejemplo, vinilacetileno, 1,2-butadieno y otros
compuestos acetilénicos, de la fracción de destilación de C_{4} en
bruto. El refinado I de C_{4}obtenido después de la extracción
contiene todavía cantidades pequeñas de compuestos altamente
insaturados. Los componentes predominantes del refinado I de
C_{4}son n-butano, i-butano,
1-buteno, 2-buteno (cis y trans) e
i-buteno. También pueden estar presentes
hidrocarburos C_{3} y C_{5} en cantidades menores.
La primera hidroisomerización de la etapa de
reacción a) del procedimiento de la invención se efectúa a una
temperatura de 30-90ºC, preferentemente
30-80ºC, más particularmente
40-60ºC, y a una presión de 5-30
bares, preferentemente 10-20 bares. Se emplea una
LHSV (velocidad espacial horaria de líquido) de 1-30
h^{-1}, preferentemente de 5-30 h^{-1} y en
particular de 5-12 h^{-1}. La cantidad de
hidrógeno gaseoso se añade para separar los referidos compuestos
altamente insaturados y para que esté presente también en la
hidroisomerización. La hidrogenación parcial de los hidrocarburos
altamente insaturados forma hidrocarburos monoinsaturados que ya
están presentes en el refinado I de C_{4}. La cantidad necesaria
de hidrógeno para eliminar los hidrocarburos altamente insaturados
depende de las proporciones en las cuales los mismos estén presentes
en la alimentación y puede ser determinada fácilmente por métodos
analíticos conocidos para los expertos en la materia. La cantidad
adicional referida de hidrógeno por encima de esta cantidad es de
2-15 litros normales, preferentemente
3-10 litros normales, de hidrógeno gaseoso por litro
de refinado I líquido.
Para la hidroisomerización, el refinado I de
C_{4} se encuentra en estado líquido, dicho refinado se puede
pasar por el catalizador de arriba abajo en forma de goteo, o bien
el reactor que contiene catalizador se alimenta desde la parte
inferior hacia arriba según el modo de inundación. El hidrógeno
gaseoso puede conducirse en corrientes paralelas o en
contracorriente con el refinado I de C_{4}. El reactor se opera
preferentemente en el modo inundado y el hidrógeno se pasa
preferentemente a través del mismo en corriente paralela.
Para la hidroisomerización son adecuados todos
los catalizadores de hidrogenación de metales nobles. Posibles
metales nobles son Ru, Rh, Pd, Ir, Pt, preferentemente Ru, Pd, Pt,
en particular Pd. Como materiales de soporte a los cuales se pueden
aplicar los metales nobles, es posible el uso de Al_{2}O_{3} en
diversas modificaciones, SiO_{2}, carbón, kieselguhr, BaSO_{4} y
otras sales. Se ha comprobado que es de utilidad regular la
actividad de los metales nobles del tipo antes indicado por adición
de compuestos de azufre.
En la etapa de reacción b) del procedimiento de
la invención, el producto de hidroisomerización procedente de a),
que comprende ahora i-buteno y
2-buteno como principales componentes, se somete a
destilación fraccionada. Esta destilación se efectúa a una presión
de 5-25 bares y a las temperaturas establecidas por
las condiciones de destilación. Normalmente, a una presión en la
columna particularmente preferida de 11 bares, la temperatura
establecida en la cabeza de la columna es de 73ºC y la establecida
en la cola de la columna es de 78ºC. También es preferible que las
etapas de reacción a), b), c) y d) del procedimiento de la invención
se efectúen a la misma presión y las temperaturas estarán en cada
caso compaginadas según las necesidades.
Por encima del punto en el cual se alimenta el
producto de hidroisomerización a la columna de destilación, se toma
preferentemente de la columna una sub-corriente del
producto que, en la etapa c) se somete a una segunda
hidroisomerización en un reactor de corriente lateral. Como en la
primera etapa de hidroisomerización, se da preferencia al uso de una
LHSV de 1-30 h^{1}, en particular de
5-25 h^{-1}. El líquido se puede pasar a través
del reactor desde arriba hacia abajo o preferentemente desde la
parte inferior hacia arriba en la segunda etapa de
hidroisomerización, pudiéndose conducir el hidrógeno de manera
similar en corrientes paralelas o en contracorriente. La cantidad
introducida de hidrógeno puede ser más baja que en la primera
hidroisomerización, puesto que cabe esperar que ya no existan
compuestos diénicos en el segundo reactor. El producto se retorna a
la columna inmediatamente por encima del punto de toma. El
2-buteno formado en la segunda etapa de
hidroisomerización se dirige hacia la cola de la columna. La toma de
producto de esta segunda hidroisomerización y la reintroducción de
producto en esta segunda hidroisomerización, se efectúan
preferentemente en la mitad de la altura de la columna de
destilación descrita en b).
El producto de cola obtenido en la etapa de
reacción b) es una mezcla principalmente de n-butano
y 2-buteno. La cantidad de 2-buteno
está constituida por el 2-buteno originalmente
presente en el refinado I de C_{4} y por el
2-buteno formado por hidroisomerización de
1-buteno.
El producto tomado en la cabeza de la columna de
destilación de la etapa b) del procedimiento de la invención
consiste esencialmente en i-buteno e
i-butano y en cantidades menores de
1-buteno. Este producto se condensa y se divide en
dos partes. La primera parte se alimenta, en la etapa de reacción
d), a una tercera hidroisomerización que similarmente se lleva a
cabo bajo las condiciones especificadas para la primera y segunda
hidroisomerizaciones.
La proporción de las dos
sub-corrientes del producto condensado de la cabeza
de la columna de fraccionamiento se regula de manera que se
alimenten 10-50 partes en volumen, con preferencia
25-35 partes en volumen, como la primera parte a la
tercera hidroisomerización d), basado en una parte en volumen de
alimentación como la segunda parte a la dimerización descrita en e).
Dado que esta segunda parte, junto con el producto de cola de la
columna de fraccionamiento, corresponde al volumen total de refinado
I de C_{4} alimentado a la primera hidroisomerización, el flujo de
material a través del procedimiento de la invención se efectúa en
superposición con una circulación a través de los segundo y tercero
reactores de hidroisomerización y columna de fraccionamiento
correspondiendo ello, como ya se ha descrito, a
10-50 veces la sub-corriente
alimentada a la dimerización.
En la etapa de reacción e) del procedimiento de
la invención, la segunda parte del producto condensado procedente de
la cabeza de la columna se alimenta a la dimerización en una columna
reactiva. Como catalizadores para la dimerización, se hace uso de
catalizadores inorgánicos u orgánicos, heterogéneos, por ejemplo,
zeolitas ácidas, geles de sílice y Al_{2}O_{3} ácido, silicatos
ácidos en forma de láminas o en forma alveolar, materiales de
soporte dopados con ácido o intercambiadores de cationes de tipo gel
o macroporoso en la forma H^{+}. El catalizador está presente en
un relleno y la fracción de C_{4} se pasa en forma gaseosa a
través del relleno de catalizador a temperaturas de 40 a 100ºC. El
i-buteno se dimeriza sobre el catalizador, los
butanos inertes se condensan en la cabeza de la columna y se
retornan como reflujo. Este reflujo que comprende hidrocarburos
C_{4} inertes mantiene constante la temperatura sobre el
catalizador, siendo disipado el calor de la reacción por la
vaporización de los butanos inertes.
La Figura 1 muestra, a modo de ejemplo, un
aparato para llevar a cabo el procedimiento de la invención.
El refinado I de C_{4} líquido que se
caracteriza por un contenido en i-buteno a
dimerizar, se alimenta por la línea 1 a un primer reactor de
hidroisomerización A que está provisto de un lecho fijo de
catalizador de hidrogenación de metal noble. Se mezcla la cantidad
referida de H_{2} en el refinado I de C_{4} por vía de la línea
2. El reactor A se encuentra en estado inundado y la mezcla de
reacción se pasa a través del mismo desde abajo hacia arriba. El
primer hidroisomerizado que sale de A se conduce por la línea 3 a la
columna de destilación B (columna de fraccionamiento) de la cual se
toma, como producto de cola 4, una mezcla que comprende
esencialmente n-butano y
2-buteno.
Por la línea 5 se toma una
sub-corriente de la columna B, que comprende
principalmente n-butano, i-buteno y
2-buteno y también algo de 1-buteno,
se mezcla con H_{2} de la línea 6 y se hidroisomeriza por segunda
vez en el reactor C. La corriente de producto del reactor C se
retorna por la línea 7 a la columna B. La línea de toma 5 está
situada preferentemente en la parte media de la columna B y la línea
de retorno 7 entra preferentemente en la columna justo por encima de
la línea de toma 5.
El producto tomado por la cabeza del reactor B
por vía de la línea 8 comprende principalmente
i-buteno y butanos junto con pequeñas cantidades
1-buteno y 2-buteno. Esta corriente
se divide en dos partes y la primera de ellas se alimenta por la
línea 9 a una tercera hidroisomerización en el reactor D. Se añade
H_{2} por la línea 10. El producto de esta tercera
hidroisomerización se conduce por la línea 11 desde el reactor D de
nuevo a la columna B.
La segunda parte de la corriente procedente de la
cabeza de la columna se conduce por la línea 12 a la columna E en
donde se efectúa la dimerización. La proporción conducida por la
línea 9 es siempre mayor que la conducida por la línea 12. El
catalizador ácido está presente en un relleno por encima del punto
en el cual la línea 12 entra en la columna E. El DIB y los
subproductos se toman por la línea 13 en la cola de la columna E y
pueden ser separados por destilación. Los hidrocarburos C_{4}
inertes se condensan en la cabeza de la columna (línea 14) y la
mayor parte se retorna por la línea 15 para disipar el calor de
reacción. El exceso de inertes puede ser descargado por la línea
16.
Un reactor de hidroisomerización que se conectó,
de la misma manera que el reactor A de la Figura 1, a los otros
dispositivos mostrados en la Figura 1, se activó a 70ºC durante 24
horas empleando 200 litros normales/hora de hidrógeno. A
continuación se hizo funcionar a 55ºC empleando 15 litros
normales/hora de hidrógeno y 1.300 gramos/hora de alimentación. Se
obtuvieron los resultados indicados en la Tabla 1:
| Alimentación/% en volumen | Producto/% en volumen | |
| i-Butano | 1,6 | 1,7 |
| n-Butano | 9,0 | 11,0 |
| i-Buteno | 45,6 | 44,8 |
| 1-Buteno | 25,7 | 2,9 |
| 2-Buteno (cis, trans) | 17,6 | 39,3 |
| 1,3-Butadieno | 0,2 | 0 |
| Total C_{5+} | 0,2 | 0,2 |
Una columna de destilación que tiene una longitud
de 4 m y un diámetro interno de 50 mm, rellena con anillos de tela
metálica de 6 mm (número de platos teóricos: 48), que se conectó, de
la misma manera que la columna B, a los otros dispositivos mostrados
en la Figura 1, se suministró de forma continua con 1.297 g/h de
refinado I hidroisomerizado. A una presión de 11 bares, a una
temperatura en la cabeza de 68,5ºC y a una temperatura en la cola de
77,8ºC, se obtuvieron 374 g/h de producto de la cabeza, 9.650 g/h de
reflujo y 923 g/h de producto de cola.
Por encima de la entrada de producto a B, se toma
una sub-corriente de la columna y se pasa a través
de un segundo reactor de hidroisomerización el cual estaba
conectado, al igual que C, a los otros dispositivos mostrados en la
Figura 1. El reflujo del Ejemplo 1b, antes de ser retornado a la
columna B, se pasó a través de otro reactor de hidroisomerización
que estaba conectado, al igual que D, a los otros dispositivos
mostrados en la Figura 1. Se establecieron las siguientes
condiciones de reacción:
Reactor C: 1,425 l de catalizador, Pd sobre
alúmina (Procatalyse), activado como en el Ejemplo 1a, 4.400 g/h de
alimentación, LHSV: 5 h^{-1} temperatura: 55ºC, presión: 11 bar,
35 l/h de H_{2}.
Reactor D: 0,715 l de catalizador, 9.650 g/h de
alimentación, LHSV: 22 h^{-1}temperatura: 52ºC, presión: 11 bar,
15 l/h de H_{2}. El producto de la cabeza correspondía a la
composición de la alimentación en el Ejemplo 1e.
La columna reactiva, la cual estaba conectada
como E en la Figura 1 a los otros dispositivos mostrados en la
Figura 1, se hizo funcionar bajo las siguientes condiciones y dio
lugar a los resultados indicados en la Tabla 2.
El catalizador usado consistió en 100 g de
intercambiador catiónico en la forma H^{+}.
En el Experimenteo 1 (E1), se alimentaron 300 g
del hidroisomerado según la invención por la línea 12 como se
muestra en la Figura 1 durante un periodo de 60 minutos. El
hidroisomerado usado según la invención tenía la composición
mostrada en la Tabla 2 (todas la cifras son en % en peso).
Con fines comparativos, se hizo reaccionar, sin
hidroisomerización, la misma cantidad de un hidroisomerado que no
estaba de acuerdo con la invención (referencia). Esta corriente de
alimentación tenía la composición mostrada en la Tabla 2 (todas las
cifras son en % en peso).
En el Experimento E1 y en el Experimento
comparativo, la presión fue de 10 bares y las temperaturas por el
catalizador fueron de 65 a 80ºC.
En el Experimento E2, se alimentaron, por vía de
la línea 12 en la Figura 1, 250 g del hidroisomerado según la
invención que tiene la composición mostrada en la Tabla 2. Para el
Experimento E2, la presión fue de 6,5 bares y la temperatura por el
catalizador fue de 50ºC.
| E1 | E2 | Comparación | |
| i-Butano | 19,5 | 13,3 | 2,0 |
| n-Butano | 2,2 | 0,7 | 10,2 |
| i-Buteno | 77,3 | 85,5 | 45,4 |
| 1-Buteno | 0,1 | 0,1 | 25,5 |
| 2-Buteno (cis, trans) | 0,6 | 0,3 | 16,5 |
| Productos de alto punto de ebullición | - | - | 0,1 |
| Butadieno | - | - | 0,1 |
| E1 | E2 | Comparación | |
| Conversión de i-buteno/% | 98,3 | 96,2 | 75,5 |
| Distribución de productos/C_{4} residual/% en peso | 21,9 | 14,0 | 55,8 |
| Contenido en i-buteno del C_{4} residual/% en peso | 6,0 | 23,3 | 20,0 |
| Contenido en DIB del producto/% en peso | 64,8 | 75,6 | 36,0 |
| Contenido en codímero del producto/% en peso | 0,4 | 0,2 | 4,6 |
| Contenido en C_{12} del producto/% en peso | 12,4 | 9,0 | 2,1 |
| Contenido en C_{16} del producto/% en peso | 0,5 | 1,0 | 0,4 |
Claims (14)
1. Procedimiento para la preparación de
diisobutileno (DIB) a partir de un refinado I de C_{4} que
contiene i-buteno, caracterizado porque:
- a)
- el refinado I de C_{4} se somete a una primera hidroisomerización (A) sobre un catalizador de metal noble, efectuándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h^{-1} y utilizando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C_{4} líquido, cuya cantidad está por encima de la cantidad requerida de hidrógeno para la hidrogenación de compuestos altamente insaturados en el refinado I de C_{4};
- b)
- el producto de hidroisomerización de a) se somete a destilación fraccionada en una columna de fraccionamiento (B), realizándose esta destilación a 5-25 bares y a la temperatura establecida por esta presión, tomándose 2-buteno y n-butano como producto de cola (4) y tomándose i-buteno e i-butano como producto de cabeza (8);
- c)
- opcionalmente, se toma una corriente lateral (5, 7) de esta columna de fraccionamiento (B) y se somete a una segunda hidroisomerización (C) sobre un catalizador de metal noble, realizándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h^{-1} y empleando 3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de refinado I de C_{4} y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y c) iguales o diferentes; siendo recirculado el producto de hidroisomerización a la columna de fraccionamiento usada en b), preferentemente por encima del punto de toma;
- d)
- el producto de cabeza de la columna en b) se condensa, se divide en dos partes y la primera parte se somete a una tercera hidroisomerización (D) sobre un catalizador de metal noble, realizándose esta hidroisomerización a 30-90ºC, 5-30 bares, una LHSV de 1-30 h^{-1} y empleando 0,3-20 litros normales de hidrógeno gaseoso por litro de condensado y siendo las condiciones de hidroisomerización en a) y d) iguales o diferentes y siendo recirculado el producto de hidroisomerización de la etapa d) a la columna de fraccionamiento de la etapa b);
- e)
- la segunda parte del producto condensado de la cabeza de la columna de la etapa b) se introduce en una columna reactiva en donde los hidrocarburos C_{4} se vaporizan preferentemente a 50-100ºC y se pasan sobre un catalizador ácido heterogéneo.
2. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque las etapas a), c) y/o d) se efectúan a
una temperatura de 50-60ºC.
3. Procedimiento según la reivindicación 1 ó 2,
caracterizado porque las etapas a), c) y/o d) se efectúan a
una presión de 10-20 bares.
4. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque las etapas a)
y/o d) se efectúan a una LHSV preferentemente de
5-30 h^{1}.
5. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque la etapa b) se
efectúa preferentemente a 8-12 bares.
6. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque la corriente
lateral de la columna de fraccionamiento (B) se toma por encima de
la entrada (3), preferentemente a nivel de la parte media de la
columna, y porque el producto de hidroisomerización se hace
recircular a la columna de fraccionamiento preferentemente por
encima de dicho punto de toma.
7. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque el producto de
hidroisomerización de la etapa d) se hace recircular a la columna de
fraccionamiento de la etapa b) en su tercio superior.
8. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque, en la etapa e),
el i-buteno se dimeriza sobre el catalizador
preferentemente a 40-100ºC.
9. Procedimiento según la reivindicación 8,
caracterizado porque la etapa e) se efectúa a
3-30 bares, preferentemente 5-20
bares.
10. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 8 y 9, caracterizado porque la etapa e) se
efectúa a una LHSV de 5-50 h^{-1}.
11. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 10, caracterizado porque el catalizador
de la etapa e) está presente en un relleno de la columna.
12. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 11, caracterizado porque los
hidrocarburos C_{4} inertes se condensan en la cabeza de la
columna reactiva (E) de la etapa e), pudiéndose recircular parte de
este condensado a la columna para disipar el calor de reacción y
pudiéndose tomar la otra parte.
13. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 12, caracterizado porque, en la etapa
e), se toman los productos de dimerización por la cola (13) de la
columna reactiva (E).
14. Procedimiento según cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 13, caracterizado porque los
catalizadores usados para la dimerización en la etapa e) son
catalizadores inorgánicos u orgánicos, heterogéneos, en particular
zeolitas ácidas, geles de sílice y Al_{2}O_{3} ácido, silicatos
ácidos en forma de lámina y en forma alveolar, materiales de soporte
dopados con ácido o intercambiadores de cationes de tipo gel o de
tipo macroporoso en forma H^{+}.
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