ES2240759T3 - Procedimiento para la produccion de eteres, tipicamente thf. - Google Patents
Procedimiento para la produccion de eteres, tipicamente thf.Info
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Abstract
Procedimiento para la producción de un éter mediante la reacción de un material orgánico de alimentación correspondiente seleccionado entre ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, monoésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, diésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, lactonas y mezclas de dos o más de los mismos en presencia de hidrógeno, que comprende las etapas de: (a) suministrar una corriente que comprende el material orgánico de alimentación a una primera zona de evaporación y poner en contacto dicha alimentación con el gas circulante que comprende hidrógeno, de tal manera que al menos una parte del material de alimentación se evapora mediante y en el gas circulante; (b) suministrar al menos una parte del gas circulante y el material de alimentación evaporado a una primera zona de reacción que comprende un catalizador y hacerla funcionar bajo condiciones de reacción que permitan que se produzca la hidrogenación y la deshidratación; (c) recuperar de la primera zona de reacción una corriente de producto intermedio que comprende material de alimentación sin reaccionar, gas circulante, producto(s) deseado(s) y cualquier coproducto y subproducto; (d) suministrar la corriente de producto intermedio a una segunda zona de evaporación y ponerla en contacto con material de alimentación adicional, de tal manera que dicho material de alimentación adicional se evapore mediante y en la corriente de producto intermedio; (e) suministrar el producto de la etapa (d) a una zona de reacción posterior que comprende catalizador y hacerla funcionar en condiciones de reacción que permitan que se produzca la hidrogenación y, si se requiere, la deshidratación; y (f) recuperar de la zona de reacción posterior una corriente de producto que comprende el éter.
Description
Procedimiento para la producción de éteres,
típicamente THF.
La presente invención se refiere a la producción
de éteres, opcionalmente con la producción conjunta de dioles y/o
lactonas mediante la reacción de un material orgánico de
alimentación en presencia de hidrógeno. Generalmente, la reacción
será mediante hidrogenación y/o deshidratación. El material orgánico
de alimentación se selecciona entre ácidos y/o anhídridos
dicarboxílicos, monoésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos,
diésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, lactonas, una
mezcla de los mismos o una mezcla de dos o más de los mismos. En
particular, se refiere a la producción de éteres C_{4} a C_{12},
opcionalmente con la producción conjunta de los dioles y/o lactonas
correspondientes, mediante la reacción de ésteres de dialquilo
C_{1} a C_{4} de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos C_{4} a
C_{12}en presencia de hidrógeno. Más particularmente, se refiere a
la producción de éteres
cíclicos.
cíclicos.
Más particularmente, la presente invención se
refiere a un procedimiento para la producción conjunta de compuestos
C_{4}, más específicamente tetrahidrofurano,
butano-1,4-diol y/o
\gamma-butirolactona a partir de una materia
prima hidrocarbonada que comprende un maleato de dialquilo mediante
reacción en fase de vapor en una corriente rica en hidrógeno. En una
disposición particularmente preferida de la presente invención, se
refiere a un procedimiento para la producción de al menos un 20% de
tetrahidrofurano, con la producción conjunta de
butano-1,4-diol y/o o
\gamma-butirolactona. En la disposición más
preferida, se refiere a la producción de tetrahidrofurano con
cualquier butano-1,4-diol y/o
\gamma-butirolactona residuales, que se hacen
recircular y convierten en tetrahidrofurano
adicional.
adicional.
Se conoce la producción de dioles por
hidrogenación de ésteres de dialquilo de ácidos y/o anhídridos
dicarboxílicos, lactonas y mezclas de los mismos con una cantidad
minoritaria, normalmente no más de aproximadamente el 10% p/p y
preferiblemente no más del 1% p/p, de un monoéster del ácido y/o
anhídrido dicarboxílico. Se han construido plantas comerciales que
producen butano-1,4-diol como el
producto primario con pequeñas cantidades, normalmente de hasta
aproximadamente el 10% en moles de tetrahidrofurano y de hasta
aproximadamente el 15% en moles de
\gamma-butirolactona, mediante hidrogenación de un
éster de dialquilo de ácido y/o anhídrido maleico, tal como maleato
de dimetilo o maleato de dietilo, que pueden contener cantidades
minoritarias de fumarato de dialquilo y/o succinato de dialquilo.
También se han sugerido el succinato de dimetilo o el succinato de
dietilo como materiales de partida adecuados para la hidrogenación
para producir butano-1,4-diol,
tetrahidrofurano y \gamma-butirolactona. Estos
succinatos pueden formarse de cualquier modo adecuado y pueden
proceder de fuentes biotecnológicas.
Para más información en cuanto al funcionamiento
de estas plantas, puede hacerse referencia, por ejemplo, a los
documentos US-A-4584419,
US-A-4751334,
WO-A-86/03189,
WO-A-88/00937,
US-A-4767869,
US-A-4945173,
US-A-4919765,
US-A-5254758,
US-A-5310954 y
WO-A-91/01960, la descripción de
cada uno de los cuales se incorpora como referencia al presente
documento.
Aunque muchos operarios de planta tienen como
objetivo maximizar el rendimiento de
butano-1,4-diol y minimizar el
rendimiento de los coproductos, tetrahidrofurano y
\gamma-butirolactona, estos coproductos son por
sí mismos productos químicos que son productos básicos valiosos.
Normalmente, el tetrahidrofurano se recupera, ya que es un
importante monómero para fabricar fibras elastoméricas y también es
un disolvente importante y, por tanto, es un producto químico
comercialmente importante. La \gamma-butirolactona
también puede recuperarse, pero como el mercado para este producto
es pequeño, a menudo se hace recircular hacia la etapa de
hidrogenación para su conversión en
butano-1,4-diol adicional y el
coproducto tetrahidrofurano.
Los maleatos de dialquilo que se utilizan como
materia prima en tales procedimientos de hidrogenación pueden
producirse por cualquier medio adecuado. La hidrogenación de
maleatos de diaquilo para producir
butano-1,4-diol se trata en detalle
en los documentos US-A-4584419,
US-A-4751334 y
WO-A-88/00937, que se incorporan
como referencia al presente documento.
Un procedimiento convencional para la producción
de butano-1,4-diol y el coproducto
tetrahidrofurano, con producción opcional de
\gamma-butirolactona, se ilustra esquemáticamente
en la figura 1. En este procedimiento, se alimenta un éster de
dialquilo, tal como maleato de dimetilo junto con cualquier metanol
residual procedente del reactor de esterificación, a través de la
conducción 1 a un evaporador 2, en el que se evapora en una
corriente de gas caliente de circulación que normalmente se
precalienta. El gas circulante contendrá normalmente una alta
concentración de gas de hidrógeno, pero también incluye otros gases
que incluyen hidrocarburos, óxidos de carbono, metano, nitrógeno.
Además, cuando el gas circulante incluye gases recirculados
procedentes de aguas abajo, también pueden estar presentes
compuestos condensables que incluyen productos de éter, metanol,
agua, coproductos y subproductos.
El gas circulante alimenta al evaporador 2 por la
conducción 3. La corriente de vapor combinada se hace pasar entonces
por la conducción 4 hasta el reactor 5, donde se hace reaccionar
para formar butano-1,4-diol,
tetrahidrofurano y/o \gamma-butirolactona. La
corriente 6 de producto se enfría y los productos de reacción se
condensan en 7 y se separan del gas circulante antes de pasar a una
zona 9 de refinación por la conducción 8. El gas circulante
recuperado se comprime y se hace recircular por la conducción 10. Se
añadirá hidrógeno de aporte al gas circulante recuperado por la
conducción 11, alimentándose de nuevo con gas circulante enriquecido
el evaporador 2. En la zona 9 de refinación, se separan los diversos
productos y el butano-1,4-diol se
elimina por la conducción 12 y el tetrahidrofurano por la conducción
13. La \gamma-butirolactona, junto con el producto
intermedio de succinato de dimetilo y cierta cantidad de
butano-1,4-diol, pueden hacerse
recircular por las conducciones 14 y 15. En una disposición, la
\gamma-butirolactona puede extraerse parcialmente
en una zona 16 de refinación opcional y eliminarse por la conducción
17. La corriente acuosa de metanol separada de la mezcla de
productos se hará recircular aguas arriba a través de la conducción
18.
Una parte significativa del
butano-1,4-diol producido por éste o
por otros métodos convencionales se convierte posteriormente en
tetrahidrofurano. Esta etapa de conversión tiene sustanciales
implicaciones de coste, tanto en la inversión como en el
funcionamiento de la planta requerida para la conversión y como la
importancia del tetrahidrofurano aumenta junto con su uso en
aplicaciones derivadas, se desea proporcionar un procedimiento para
la producción de tetrahidrofurano sin la necesidad de este caro
tratamiento aguas abajo. El tratamiento aguas abajo de los métodos
convencionales incluye recuperar el
butano-1,4-diol, hacerlo reaccionar
para formar el tetrahidrofurano y luego refinar el producto de
tetrahidrofurano.
En los procedimientos convencionales, la cantidad
de gas circulante requerida para evaporar la alimentación está
determinada por varios parámetros que incluyen la presión de
funcionamiento, la temperatura de reacción deseada, la temperatura
de salida del evaporador y la presión de vapor de los componentes
que se van a evaporar.
Aunque pueda desearse minimizar la cantidad de
gas circulante requerida, con los sistemas de la técnica anterior,
esta disminución requerirá que se mantenga alta la temperatura de
salida del evaporador. Sin embargo, mantener una temperatura de
salida de evaporación alta significaría que la temperatura de
reacción sería superior a la deseada. Es deseable mantener la
temperatura de funcionamiento tan baja como sea posible por
distintas razones, que incluyen evitar la fragilización por
hidrógeno del equipo de acero al carbono, evitar una excesiva
desactivación del catalizador y minimizar la formación de
subproductos, tales como butanol.
Por tanto, se entenderá que la cantidad de gas
circulante requerida para la reacción está determinada por la
temperatura de salida del evaporador y, por tanto, es un compromiso
entre la alta temperatura necesaria para minimizar el gas circulante
requerido para evaporar la alimentación y las temperaturas
relativamente bajas requeridas por las razones dadas
anteriormente.
En el sistema particular de la técnica anterior
del tipo ilustrado en la figura 1, en el que el
butano-1,4-diol es el producto
principal, se requieren aproximadamente 240 moles de gas circulante
por mol de maleato de dimetilo que se va a evaporar, a una
temperatura de entrada del reactor de aproximadamente 165ºC y una
presión de aproximadamente 63 bar. Aunque la temperatura aumentará a
través del reactor, la corriente de salida del reactor tendrá
aproximadamente el mismo grado de saturación que la corriente de
entrada, ya que la presión de vapor del
butano-1,4-diol es inferior a la
del maleato de dimetilo en la alimentación. Puesto que el
subproducto de \gamma-butirolactona y el producto
intermedio de succinato de dimetilo, junto con el
butano-1,4-diol asociado,
convencionalmente se hacen recircular hacia el sistema de reacción,
se requiere gas circulante adicional para evaporar la(s)
corriente(s) de recirculación. Esto aumentará normalmente los
requerimientos de gas circulante hasta aproximadamente 310 moles de
gas circulante por mol del maleato de dimetilo evaporado, que se
entenderá como un aumento significativo.
Normalmente, un procedimiento del tipo ilustrado
en la figura 1 producirá hasta aproximadamente el 10% en moles de
tetrahidrofurano.
Por tanto, es deseable proporcionar un
procedimiento para la producción de un % en moles superior de
tetrahidrofurano sin la necesidad del costoso tratamiento aguas
abajo. Es deseable adicionalmente proporcionar un procedimiento en
el que se minimicen los requerimientos de gas circulante de tal
manera que los costes de inversión y funcionamiento se reduzcan a
medida que aumenta la selectividad hacia tetrahidrofurano.
Por tanto, según la presente invención se
proporciona un procedimiento para la producción de un éter mediante
la reacción de un material orgánico de alimentación correspondiente
seleccionado entre ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, monoésteres
de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, diésteres de ácidos y/o
anhídridos dicarboxílicos, lactonas y mezclas de dos o más de los
mismos, en presencia de hidrógeno, que comprende las etapas de:
- (a)
- suministrar una corriente que comprende el material orgánico de alimentación a una primera zona de evaporación y poner en contacto dicha alimentación con el gas circulante que comprende hidrógeno, de tal manera que al menos una parte del material de alimentación se evapore mediante y en el gas circulante;
- (b)
- suministrar al menos una parte del gas circulante y el material de alimentación evaporado a una primera zona de reacción que comprende catalizador y hacerla funcionar en condiciones de reacción que permitan que se produzcan la hidrogenación y la deshidratación;
- (c)
- recuperar de la primera zona de reacción una corriente de producto intermedio que comprende material de alimentación sin reaccionar, gas circulante, producto(s) deseado(s) y cualquier coproducto y subproducto;
- (d)
- suministrar la corriente de producto intermedio a una segunda zona de evaporación y ponerla en contacto con material de alimentación adicional, de tal manera que dicho material de alimentación adicional se evapore mediante y en la corriente de producto intermedio;
- (e)
- suministrar el producto de la etapa (d) a una zona de reacción posterior que comprende un catalizador y hacerla funcionar en condiciones de reacción que permitan que se produzca la hidrogenación y, si se requiere, la deshidratación; y
- (f)
- recuperar de la zona de reacción posterior una corriente de producto que comprende el éter.
En la reacción de producción de éter de la
presente invención, la conversión del ácido, anhídrido y/o la
lactona o éster para formar el diol es una hidrogenación o
hidrogenolisis de ésteres y la reacción del diol al éster, es una
reacción de deshidratación.
Sin desear restringirse a ninguna teoría, se cree
que el procedimiento de la presente invención permite que se aumente
la cantidad de producto producido como éter de bajo punto de
ebullición (presión de vapor superior) en vez de la de diol, de tal
manera que el punto de rocío de salida del reactor se mueva por
debajo de la temperatura de funcionamiento, de tal manera que pueda
evaporarse material de alimentación adicional en la corriente hasta
que la corriente se aproxima a la saturación. Esto es en contraste
marcado con los procedimientos convencionales para la producción de
dioles, en los que la entrada y salida del reactor están próximas al
punto de rocío del vapor. El material adicional de alimentación
evaporado mediante el procedimiento de la presente invención puede
entonces recogerse para dar producto en la segunda zona de reacción.
Mediante este medio puede procesarse más alimentación para dar
producto que la que habría sido posible con el procedimiento
convencional, a menos que se aumentase la velocidad de circulación
del gas. Con respecto a esto, se entenderá que un factor clave en el
coste de los procedimientos convencionales se refiere a los
circuitos de hidrogenación, que dependen ellos mismos de la cantidad
de gas requerida para evaporar la alimentación; por tanto, un
aumento de la velocidad de circulación del gas es particularmente
desventajoso.
El gas circulante contendrá normalmente una alta
concentración de gas de hidrógeno, pero también puede incluir otros
gases que incluyen hidrocarburos, óxidos de carbono, metano,
nitrógeno. Además, cuando el gas circulante incluye gases
recirculados procedentes de aguas abajo, también pueden estar
presentes compuestos condensables que incluyen el producto de éter,
alcanol C_{1} a C_{4}, agua, coproductos y subproductos.
En una realización particularmente preferida de
la presente invención, el éter es un éter cíclico. Más
preferiblemente, el éter cíclico es tetrahidrofurano. En este último
caso, el material orgánico de alimentación es preferiblemente
maleato de dialquilo. Los coproductos que pueden estar presentes, en
mayor o menor grado en esta realización, o que pueden estar
ausentes, incluyen butano-1,4-diol y
\gamma-butirolactona. Esta reacción se ilustra en
el esquema 1. En este ejemplo, el alcanol es metanol y el material
intermedio es succinato de dimetilo parcialmente hidrogenado.
Los subproductos pueden incluir al alcanol usado
en la esterificación del ácido o anhídrido, por ejemplo metanol,
material no deseado formado en reacciones secundarias, por ejemplo
butanol, agua producida en la deshidratación del diol para dar el
éter y material intermedio, por ejemplo succinato de dimetilo junto
con otros materiales ligeros o pesados formados en el
procedimiento.
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(Esquema pasa a página
siguiente)
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Esquema
1
Los subproductos pueden separarse del éter en una
zona de refinación y pueden purificarse adicionalmente, si se
requiere. Asimismo, los coproductos pueden separarse del éter en la
zona de refinación y pueden purificarse adicionalmente, si se
requiere.
Sin embargo, en una disposición, se harán
recircular uno o más de los coproductos y/o subproductos hacia la
primera zona de evaporación, en la que se evaporarán. En una
disposición alternativa, uno o más de los coproductos y/o
subproductos se harán recircular hacia la segunda zona de
evaporación, en la que se evaporarán en la corriente de producto
intermedio que sale de la primera zona de reacción.
Por tanto, en la realización preferida, se puede
hacer recircular cualquier cantidad de succinato de dialquilo
presente como subproducto hacia uno de los evaporadores,
preferiblemente al segundo evaporador y de aquí a la zona de
reacción correspondiente para mejorar la selectividad global de la
reacción para dar el tetrahidrofurano deseado y los coproductos
butano-1,4-diol y
\gamma-butirolactona.
La presión de vapor del tetrahidrofurano (8284
mmHg a 165ºC) es sustancialmente superior a la del
butano-1,4-diol (76 mmHg a 165ºC),
\gamma-butirolactona (252 mmHg a 165ºC) y maleato
de dimetilo (262 mmHg a 165ºC). Por tanto, en la realización en la
que se produce tetrahidrofurano, opcionalmente con
butano-1,4-diol y
\gamma-butirolactona, a partir de maleato de
dimetilo, a medida que aumenta la conversión del maleato de dimetilo
de alimentación en tetrahidrofurano, se reduce el punto de rocío de
la corriente de salida de la primera zona de reacción. Esto permite
que se evapore alimentación adicional y/o la o cada corriente
opcional de recirculación en la corriente de producto intermedio
procedente de la primera zona de reacción.
Por tanto, a medida que aumenta con selectividad
mejorada la cantidad de éter, por ejemplo tetrahidrofurano, presente
en la corriente de producto intermedio, aumenta la capacidad de la
corriente de producto intermedio para llevar la alimentación
orgánica adicional, por ejemplo maleato de dimetilo, y/o la
corriente de recirculación como un vapor.
En la realización preferida de la presente
invención, en la que se utiliza maleato de dimetilo en la formación
de tetrahidrofurano, el requerimiento de gas circulante es
aproximadamente de 210 moles por mol de alimentación de maleato de
dimetilo en la primera zona de reacción y no se requiere gas
circulante adicional para evaporar la corriente de recirculación.
Por tanto, por ejemplo, si el catalizador en la primera zona de
reacción da aproximadamente el 50% de la selectividad hacia
tetrahidrofurano, entonces el gas circulante total requerido para
evaporar tanto la alimentación como la corriente de recirculación se
reduce desde aproximadamente 310 moles requeridos en el
procedimiento de la técnica anterior de la figura 1 hasta
aproximadamente 210 moles por mol de maleato de dimetilo. Si en la
realización preferida se alcanza una aproximación al 100% de
selectividad para tetrahidrofurano, entonces puede evaporarse
aproximadamente del 100 al 110% más de maleato de dimetilo, por mol
del gas circulante que se ha hecho circular, en comparación con el
alcanzado en el procedimiento de la técnica anterior de la figura 1,
reduciendo el requerimiento de gas circulante hasta aproximadamente
150 moles por mol de maleato de dimetilo.
El coste de capital de equipo y el coste de
funcionamiento del procedimiento de reacción, particularmente la
energía y otros requerimientos de utilidad, está determinado en gran
parte por la velocidad de flujo del gas circulante en el sistema.
Por ejemplo, el compresor, los intercambiadores de calor y las
tuberías de interconexión están dimensionados en gran parte según la
velocidad de flujo del gas circulante y la potencia de compresión y
el calor añadido al y eliminado del, sistema de reacción están
determinados en gran parte por el flujo del gas circulante. Por
tanto, aumentando la tasa de conversión del éster en el éter se
permite que puedan evaporarse más moles de alimentación y por tanto
prepararse más producto por mol de gas circulado, lo que tendrá la
ventaja de disminuir sustancialmente los costes de capital y
funcionamiento.
Cuando todos los coproductos, tales como
butano-1,4-diol y
\gamma-butirolactona, se hacen recircular hacia la
zona de evaporación posterior para proporcionar una conversión alta,
preferiblemente total, en el éter, por ejemplo, tetrahidrofurano, no
será necesario minimizar la razón de lactona, por ejemplo,
\gamma-butirolactona, a diol, por ejemplo,
butano-1,4-diol, en la reacción
mediante el funcionamiento a alta presión, como se requiere en los
procedimientos convencionales para producir conjuntamente
butano-1,4-diol como el producto
principal, con tetrahidrofurano y una cantidad minoritaria de
\gamma-butirolactona. En efecto, puede ser
deseable el funcionamiento a una presión de reacción inferior y por
tanto, una razón de \gamma-butirolactona con
respecto a butano-1,4-diol mayor a
la que había sido deseable hasta ahora. Esto es debido en parte a
que la \gamma-butirolactona tiene una presión de
vapor mayor que la del
butano-1,4-diol y, por tanto,
requiere menos moles de gas circulante para la evaporación, aunque
se reducen más significativamente los costes de inversión y
funcionamiento, a medida que disminuye la presión de reacción.
El material de alimentación a la, o a cada, zona
de evaporación puede ser, o puede incluir, una o más corrientes de
recirculación. Pueden evaporarse juntas la nueva alimentación
orgánica y corrientes de recirculación de refinación o pueden
evaporarse en partes separadas de la o de cada zona de evaporación.
Esto es particularmente ventajoso ya que se minimizará el riesgo de
transesterificación entre el éster y el diol.
En una disposición, todo el gas circulante y la
alimentación orgánica alimentan a la primera zona de evaporación
(etapa a), se suministra a la primera zona de reacción (etapa b) con
la alimentación orgánica restante y las recirculaciones de
refinación, evaporándose (etapa d) en la corriente de producto
intermedio recuperada de la primera zona de reacción (etapa c) para
formar la corriente de alimentación intermedia, que alimenta a la
zona de reacción posterior (etapa d).
En una segunda disposición alternativa, la
corriente gaseosa procedente del primer evaporador (etapa a) puede
dividirse suministrándose una parte principal, preferiblemente de
desde aproximadamente el 70% hasta aproximadamente el 80%, a la
primera zona de reacción (etapa b) y evitando una parte minoritaria,
preferiblemente de desde aproximadamente el 20% hasta
aproximadamente el 30%, la primera zona de reacción y alimentando a
la zona de evaporación posterior, preferiblemente a un parte de la
zona de evaporación posterior (etapa d), en la que se calienta
adicionalmente, de tal manera que el material orgánico de
alimentación adicional puede evaporarse en el gas circulante antes
de producir una corriente secundaria caliente de alimentación.
Cuando la parte minoritaria alimenta a una parte de la zona de
evaporación posterior, la corriente de producto intermedio
recuperada de la primera zona de reacción (etapa c) alimenta a una
segunda parte de la zona de evaporación posterior (etapa d), en la
que se alimentan las recirculaciones de refinación. Las dos
corrientes procedentes de las dos partes separadas de la zona de
evaporación posterior se mezclan entonces para producir la corriente
de alimentación intermedia, que alimenta a la zona de reacción
posterior (etapa e).
Una ventaja de esta realización preferida es que
la alimentación orgánica líquida adicional, que puede ser o incluir
un éster, está separada de las recirculaciones de refinación
líquidas que contienen dioles y/o lactonas, y solamente se mezcla
con ellas en la fase de vapor. Esto minimizará el tiempo de contacto
y, por tanto, la posibilidad de transesterificación y crecimiento
progresivo de la longitud de cadena.
El material de alimentación que alimenta a la o a
cada zona de evaporación puede ser enteramente, o puede incluir, una
o más corrientes de recirculación.
Aunque la presente invención se ha descrito con
referencia particular a dos zonas de reacción, en una disposición de
la presente invención, el procedimiento incluye más de dos zonas de
reacción. Cuando hay más de dos zonas de reacción, las zonas de
evaporación correspondientes pueden localizarse entre zonas de
reacción adyacentes. La evaporación en estas zonas posteriores puede
realizarse directamente en la corriente de producto intermedio
procedente de la zona de reacción anterior o, si se requiere, puede
incluirse una corriente complementaria de gas circulante que puede
comprender uno o más alimentaciones orgánicas nuevas, materiales de
recirculación de refinación, e hidrógeno. El material de
recirculación orgánico de alimentación y/o hidrógeno pueden
calentarse, si están
presentes.
presentes.
El material orgánico de alimentación se
selecciona preferiblemente entre ésteres de monoalquilo C_{1} a
C_{4} de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos C_{4} a C_{12},
ésteres de dialquilo C_{1} a C_{4} de ácidos y/o anhídridos
dicarboxílicos C_{4} a C_{12}, lactonas de ácidos
hidroxicarboxílicos C_{4} a C_{12} y mezclas de dos o más de los
mismos.
Por ejemplo, el material orgánico de alimentación
puede seleccionarse entre ésteres de monoalquilo C_{1} a C_{4}
de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos C_{4}, ésteres de
dialquilo C_{1} a C_{4} de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos
C_{4}, \gamma-butirolactona y mezclas de dos o
más de los mismos. Un material orgánico de alimentación
particularmente preferido puede seleccionarse entre maleato de
monometilo, fumarato de monometilo, succinato de monometilo, maleato
de dimetilo, fumarato de dimetilo, succinato de dimetilo,
\gamma-butirolactona,
\gamma-butirolactona y/o
butano-1,4-diol de recirculación y
mezclas de dos o más de los mismos. Alternativamente, el material
orgánico de alimentación puede seleccionarse entre maleato de
monoetilo, fumarato de monoetilo, succinato de monoetilo, maleato de
dietilo, fumarato de dietilo, succinato de dietilo,
\gamma-butirolactona,
\gamma-butirolactona y/o
butano-1,4-diol de recirculación y
mezclas de dos o más de los mismos.
En una disposición, el material orgánico de
alimentación que alimenta a una o más de las zonas de evaporación
está contenido en un disolvente orgánico. Cuando el disolvente
orgánico está presente, se hacen funcionar una o más de las zonas de
evaporación de tal manera que el material orgánico de alimentación
se separa esencialmente del disolvente orgánico mediante arrastre
del gas circulante.
Disolventes orgánicos adecuados incluyen: ésteres
de dialquilo C_{1} a C_{4} de ácidos alquildicarboxílicos que
contienen hasta 13 átomos de carbono; ésteres de mono y dialquilo
C_{10} a C_{18} de ácido maleico, ácido fumárico, ácido
succínico y mezclas de los mismos; ésteres de alquilo C_{1} a
C_{4} de ácidos naftalenomonocarboxílicos; ésteres de trialquilo
C_{1} a C_{4} de ácidos tricarboxílicos aromáticos; ésteres de
dialquilo C_{1} a C_{4} de ácido isoftálico; ftalatos de alquilo
y sebacato de dimetilo.
La corriente de alimentación de vapor hacia la
primera zona de reacción tiene preferiblemente una razón molar de
gas circulante que contiene hidrógeno:material condensable en el
intervalo de desde aproximadamente 50:1 hasta aproximadamente
1000:1.
Normalmente, la temperatura de alimentación hacia
la primera zona de hidrogenación es desde aproximadamente 100ºC
hasta aproximadamente 300ºC, más preferiblemente desde
aproximadamente 150ºC hasta aproximadamente 250ºC, mientras que la
presión de alimentación a la primera zona de reacción es normalmente
de desde aproximadamente 346 kPa hasta aproximadamente 13790 kPa,
por ejemplo, más preferiblemente desde aproximadamente 3103 kPa
hasta aproximadamente 6895 kPa.
El material que puede hidrogenarse se suministra
preferiblemente a la primera zona de reacción a una velocidad
correspondiente a una velocidad espacial de líquido por hora de
desde aproximadamente 0,05 hasta aproximadamente 5,0 h^{-1}.
Si se desea, la presión y/o la temperatura pueden
ajustarse de cualquier modo conveniente entre las zonas de reacción
primera y posterior y/o entre zonas de reacción adyacentes, cuando
están presentes más de dos zonas de reacción. La temperatura puede
ajustarse mediante cualquier medio adecuado, incluyendo el uso de un
intercambiador o intercambiadores de calor.
El gas de aporte de hidrógeno usado en el
procedimiento de la presente invención puede obtenerse por cualquier
modo convencional. Preferiblemente, contiene al menos de
aproximadamente el 50% en volumen a aproximadamente el 99,99% en
volumen o más, por ejemplo, desde aproximadamente el 80 hasta
aproximadamente el 99,99% en volumen, de hidrógeno. Puede contener
además uno o más gases inertes, tales como nitrógeno o metano.
Convenientemente, el gas de aporte de hidrógeno se produce mediante
absorción por oscilación de presión, de manera que el peso molecular
del gas circulante se minimiza, reduciéndose así la potencia
requerida para la compresión y circulación del gas circulante.
Puede seleccionarse cualquier catalizador
adecuado para la reacción. Aunque puede usarse una mezcla de
catalizadores, en el presente documento se usará el término
"catalizador" para la facilidad de referencia y se entenderá
que significa o bien un catalizador individual o bien una mezcla de
dos o más catalizadores diferentes. El catalizador usado en la zona
de reacción posterior puede ser diferente al usado en la primera
zona de reacción. Cuando están presentes más de dos zonas de
reacción, el catalizador usado en la o en cada zona puede ser el
mismo o diferente al usado en la zona de reacción primera y/o
posterior.
En una disposición, se usa un lecho que comprende
una variedad de catalizadores. En un ejemplo, el lecho puede incluir
un catalizador que sea tolerante con el contenido de ácido de
alimentación residual, uno que sea adecuado para promover la
hidrogenación del éster y otro que promueve la selectividad hacia el
éter deseado. Los lechos de catalizador que comprenden más de un
tipo de catalizador pueden comprender capas diferenciadas de
catalizador en el lecho, de tal manera que los tipos diferentes se
separen o los tipos de catalizadores diferentes pueden
mezclarse.
En un procedimiento particularmente preferido, el
catalizador de la primera zona de reacción se selecciona entre
catalizadores que contienen metales nobles y/o cobre. Por tanto, el
catalizador de la primera zona de hidrogenación puede ser o incluir
uno o más de un catalizador de paladio, un catalizador de cromita de
cobre reducida o un catalizador que contiene cobre reducido. También
puede usarse el mismo catalizador o uno diferente en las zonas de
reacción posteriores y en cualquiera adicional. En una disposición,
el catalizador en al menos la zona de reacción posterior es, o
incluye, un catalizador que contiene cobre.
Ejemplos de catalizadores que contienen cobre
incluyen catalizadores de óxido de cobre reducido /óxido de zinc,
catalizadores de cobre activados por manganeso reducido,
catalizadores de cromita de cobre reducida y catalizadores de
cromita reducida activados por cobre.
Un catalizador alternativo para su uso en al
menos una de las zonas de reacción es un catalizador de cobre
activado por manganeso reducido.
Cuando el o cada catalizador es un catalizador
que contiene cobre, las especies catalíticas activas pueden estar
soportadas al menos parcialmente sobre un material de soporte
seleccionado entre cromia, óxido de zinc, alúmina, sílice,
sílice-alúmina, carburo de silicio, zirconia,
titania, carbono o una mezcla de dos o más de los mismos, por
ejemplo, una mezcla de cromia y carbono.
En un procedimiento preferido de la presente
invención, puede usarse un catalizador tolerante a los ácidos, tal
como un catalizador de cromita de cobre activado, en al menos una de
las zonas de reacción. Un catalizador de cromita de cobre activado
adecuado es, por ejemplo, el catalizador vendido como PG85/1 por
Davy Process Technology Limited de The Technology Centre, Princeton
Drive, Thornaby, Stockton-on-Tees,
TS17 6PY, Inglaterra.
También puede usarse un catalizador que sea
eficaz para hidrogenar el éter para dar dioles y lactonas, tal como
un catalizador de cobre activado por manganeso, en al menos una de
las zonas de reacción. Un catalizador de cobre activado por
manganeso adecuado que presenta una conversión superior de un éster
de dialquilo, usado en las condiciones de funcionamiento normales
para el catalizador PG85/1, se vende como DRD92/89A por Davy Process
Technology Limited. Un catalizador con una alta selectividad hacia
el éter deseado en las condiciones de funcionamiento normales es
DRD92/89B, que también está disponible de Davy Process Technology
Limited.
Pueden encontrarse más detalles sobre los
catalizadores adecuados en la solicitud de patente internacional
número PCT/GB00/04758, que se incorpora como referencia al presente
documento.
Normalmente, el material que puede hidrogenarse
contendrá desde aproximadamente el 0,01 hasta aproximadamente el
1,0% p/p o más, por ejemplo, hasta aproximadamente el 10% p/p, pero
normalmente no más de aproximadamente el 2,0% p/p de material
ácido.
La carga de catalizador en la primera zona de
reacción es preferiblemente lo suficientemente grande para reducir
el contenido de material ácido hasta menos de aproximadamente el
0,005% p/p, en el paso de la mezcla de vapor a través de la
misma.
La cantidad de catalizador usada en cada zona de
reacción puede ser la misma o diferente. La carga de catalizador en
la primera zona de reacción puede constituir desde aproximadamente
el 10% hasta aproximadamente el 70%, más normalmente de
aproximadamente el 20% a aproximadamente el 50%, del volumen total
de catalizador en las zonas de reacción. Asimismo, el catalizador de
la zona de reacción posterior está normalmente en el intervalo de
desde aproximadamente el 70% hasta aproximadamente el 10%, más
normalmente de aproximadamente el 20% a aproximadamente el 50%, del
volumen total de catalizador en las zonas de reacción.
El catalizador seleccionado convierte
preferiblemente el éster, preferiblemente el maleato de dialquilo,
en el éter deseado, preferiblemente un éter cíclico, más
preferiblemente tetrahidrofurano, con una selectividad de desde
aproximadamente el 20% hasta aproximadamente el 90% o más, más
preferiblemente, aproximadamente el 70% o
más.
más.
La corriente de producto procedente de la zona de
reacción final alimenta, preferiblemente habiéndose condensado,
preferiblemente a una zona de refinación, en la que el éter deseado,
preferiblemente tetrahidrofurano, se separa como producto. Cualquier
coproducto que pueda estar presente, tal como
butano-1,4-diol y/o
\gamma-butirolactona, puede separarse o puede
hacerse recircular hacia el sistema de reacción. Cuando hay más de
un coproducto, pueden separarse y recuperarse uno o más y hacer
recircular el resto.
En una disposición, cuando se desea una
conversión del 100% en el éter, por ejemplo tetrahidrofurano, se
hacen recircular todos los coproductos, por ejemplo
butano-1,4-diol y/o
\gamma-butirolactona.
La capacidad para seleccionar catalizadores
adecuados y ajustar la recirculación de coproductos a la o a cada
zona de evaporación permite al operario de la planta tener
flexibilidad para seleccionar la cantidad de éter producida, en
relación a la formación del o de cada coproducto.
Cualquier alcanol derivado de la alimentación
orgánica, que normalmente será un alcanol C_{1} a C_{4} y el
agua en la corriente del producto bruto, se condensarán y separarán
preferiblemente por refinación. Se hará recircular el alcanol de
manera convencional hacia el reactor de esterificación, en el que se
forma el material orgánico de alimentación, si está presente. El
sistema de refinación puede incluir medios, si se requiere, para
separar el agua del alcanol. El sistema de refinación incluirá
normalmente medios para separar otros subproductos que pueden
hacerse recircular. Un ejemplo de un subproducto que puede hacerse
recircular es por ejemplo, cualquier material intermedio.
Alternativamente, alguno o todos los subproductos producidos pueden
rechazarse como efluente. Un ejemplo de un subproducto que puede
rechazarse es cualquier monoalcohol producido.
La presente invención se describirá ahora, a modo
de ejemplo, con referencia a los dibujos adjuntos en los que:
la figura 1 es un diagrama esquemático de una
disposición de la técnica anterior; y
la figura 2 es un diagrama esquemático de un
procedimiento según la presente invención.
Se entenderá por aquellos expertos en la técnica
que los dibujos son esquemáticos y que en una planta comercial
pueden requerirse otras unidades del equipo, tales como depósitos de
reflujo, bombas, bombas de vacío, compresores, compresores de
recirculación de gases, sensores de temperatura, sensores de
presión, válvulas de seguridad, válvulas de control, controladores
de flujo, controladores de nivel, tanques de retención, tanques de
almacenamiento y similares. La provisión de tales unidades
auxiliares del equipo no forma parte de la presente invención y es
según la práctica de la ingeniería química convencional.
Aunque por conveniencia la descripción y los
dibujos implican intercambiadores de calor separados, equipos de
evaporación y reacción, se entenderá que algunos o todos éstos
pueden incluirse en un único recipiente, o cada zona de reacción y
zona de evaporación asociada puede estar contenida en un único
recipiente.
La presente invención se describirá ahora con
referencia particular a la producción de tetrahidrofurano mediante
la reacción de una alimentación de maleato de dimetilo con
hidrógeno.
La figura 2 ilustra una planta para la producción
de tetrahidrofurano mediante la reacción de maleato de dimetilo con
hidrógeno en la fase de vapor. El maleato de dimetilo puede
producirse por cualquier medio adecuado y puede suministrarse desde
una planta de esterificación (no mostrada), del tipo descrito en el
documento WO-A-90/08127, que se
incorpora como referencia al presente documento.
El maleato de dimetilo resultante contiene
normalmente no más de aproximadamente el 10,0% p/p de materiales
orgánicos ácidos, tales como maleato de monometilo, y
preferiblemente menos de aproximadamente el 2,0% p/p, es decir, de
aproximadamente el 0,1 a aproximadamente el 1,0% p/p de materiales
ácidos. El maleato de dimetilo alimenta la conducción 19 con una
parte que va a una primera zona 20 de evaporización que puede
contener relleno. La alimentación puede bombearse hasta cerca de la
parte superior de la zona de evaporación. La zona de evaporación se
hace funcionar a una temperatura de aproximadamente 167ºC y una
presión de 6205 kPa.
La alimentación fluye hacia abajo de la zona de
evaporación frente a una corriente que fluye hacia arriba del gas
circulante procedente de la conducción 21, que puede incluir nuevo
hidrógeno de aporte alimentado desde la conducción 22, que se ha
añadido al gas circulante recuperado (conducción 23) de aguas abajo.
Alternativamente, puede ser simplemente el gas circulante recuperado
de la conducción 23 con el hidrógeno de aporte que puede añadirse en
otra parte en el sistema, según sea conveniente.
Cuando la humectación del catalizador pueda hacer
que el catalizador se deteriore, puede ser deseable alimentar la
mezcla de reacción al reactor por encima del punto de rocío. Esto
puede conseguirse o bien haciendo pasar un flujo extra de gas
circulante después del evaporador o bien añadiendo flujo extra de
gas circulante tras el evaporador, o añadiendo calor extra a la
mezcla de reacción antes de que alimente a la zona de reacción. Sin
embargo, si la humectación del catalizador no es perjudicial para el
funcionamiento del catalizador, puede estar presente líquido
arrastrado. Sin embargo, la reacción será esencialmente una reacción
en fase de vapor.
Desde la parte superior de la zona de evaporación
se recupera una corriente de mezcla de vapor casi saturada que
comprende maleato de dimetilo en el gas circulante, con una razón
molar de gas circulante:maleato de dimetilo de aproximadamente
150:1,.
La mezcla de gases alimenta entonces a través de
la conducción 24 a la primera zona 25 de reacción, que contiene una
carga de catalizador en lecho fijo.
La carga de catalizador contiene preferiblemente
un catalizador tolerante a los ácidos, tal como PG85/1 y
DRD92/
89A, que promueve la hidrogenación del éster y DRD92/89B, que promueve la deshidratación del diol. Generalmente, la zona de reacción se hace funcionar a una temperatura de entrada de aproximadamente 167ºC a aproximadamente 175ºC, una presión de entrada de aproximadamente 6205 kPa y una temperatura de salida de aproximadamente 195ºC. La velocidad de alimentación del maleato de dimetilo se corresponde con una velocidad espacial del líquido por hora de 0,5 h^{-1}. La conversión parcial de maleato de dimetilo en butano-1,4-diol, tetrahidrofurano y \gamma-butirolactona, además de pequeñas cantidades de subproductos no deseados, tales como butanol y/o acetal de 2-(4'-hidroxibutoxi)-tetrahidrofurano, se produce durante el paso a través del reactor 25. Además, se produce la hidrogenación parcial del maleato de dimetilo de alimentación para dar succinato de dimetilo. La primera mezcla de reacción intermedia resultante pasa a través de la conducción 26 a la segunda zona 27 de evaporación.
89A, que promueve la hidrogenación del éster y DRD92/89B, que promueve la deshidratación del diol. Generalmente, la zona de reacción se hace funcionar a una temperatura de entrada de aproximadamente 167ºC a aproximadamente 175ºC, una presión de entrada de aproximadamente 6205 kPa y una temperatura de salida de aproximadamente 195ºC. La velocidad de alimentación del maleato de dimetilo se corresponde con una velocidad espacial del líquido por hora de 0,5 h^{-1}. La conversión parcial de maleato de dimetilo en butano-1,4-diol, tetrahidrofurano y \gamma-butirolactona, además de pequeñas cantidades de subproductos no deseados, tales como butanol y/o acetal de 2-(4'-hidroxibutoxi)-tetrahidrofurano, se produce durante el paso a través del reactor 25. Además, se produce la hidrogenación parcial del maleato de dimetilo de alimentación para dar succinato de dimetilo. La primera mezcla de reacción intermedia resultante pasa a través de la conducción 26 a la segunda zona 27 de evaporación.
Se añade nueva alimentación a través de la
conducción 28 y se mezcla con la mezcla de reacción intermedia, en
la que se evapora la alimentación nueva. También puede mezclarse con
una o más corrientes de refinación recirculadas, procedentes de
aguas abajo que se añaden por la conducción 29. La mezcla caliente
de reacción intermedia también evaporará la mayoría del material
recirculado.
La mezcla procedente de la zona 27 de evaporación
se hace pasar por la conducción 30 hacia la segunda zona 31 de
reacción, que contiene una carga adicional de catalizador.
Aquí, se lleva a cabo una reacción adicional y se
aumenta la cantidad de tetrahidrofurano en la corriente de producto.
La corriente 32 de producto se hace pasar hacia un refrigerador y
condensador 33, en el que el producto bruto se separa del gas
circulante, que se hace recircular a través de la conducción 34
hacia un compresor 35 y por las conducciones 23 y 21 hasta el primer
evaporador 20.
El producto bruto se hace pasar por la conducción
36 hasta un sistema 37 de refinación. Aquí, se separa la corriente
de producto bruto, preferiblemente mediante destilación en varias
etapas, para producir tetrahidrofurano puro, que se recupera por la
conducción 38. Pueden disponerse conducciones 39 y 40 para la
recuperación separada del
butano-1,4-diol y de la
\gamma-butirolactona o, en una disposición
preferida, una o ambas de éstas, opcionalmente juntas, pueden
hacerse recircular con material de alimentación parcialmente
hidrogenado por la conducción 29 hasta la segunda zona de
evaporación para la reacción adicional para producir
tetrahidrofurano.
El metanol y el agua pueden hacerse recircular
hacia los reactores aguas arriba por la conducción 41 o pueden
separarse y el metanol hacerse recircular por la conducción 42 y el
agua extraerse como efluente por la conducción
23.
23.
La invención se describirá ahora adicionalmente,
con referencia a los ejemplos adjuntos.
Ejemplo comparativo
1
En un procedimiento de la técnica anterior, tal
como se ilustra en la figura 1, con el fin de evaporar 1 kmol/h de
lo que alimenta al evaporador, también alimentan al evaporador 0,4
kmol/h de recirculación de refinación, 311 kmol/h de gas circulante
de hidrógeno y 4,9 kmol/h de hidrogeno de aporte. La corriente
evaporada alimenta entonces a través de la conducción 4 al reactor,
en el que el maleato de dimetilo y las recirculaciones de refinación
se convierten en productos de reacción brutos. Éstos se enfrían y
separan y el producto bruto alimenta a una zona de refinación, en la
que los productos se refinan y las recirculaciones de refinación se
hacen recircular hacia el evaporador. Se mide la selectividad hacia
tetrahidrofurano. Los detalles y resultados de la reacción se
exponen en la tabla 1.
En un esquema de procedimiento según la presente
invención y tal como se ilustra en la figura 2, la corriente de gas
circulante del compresor se mantiene a la misma velocidad absoluta
que en el ejemplo comparativo 1. En esta disposición, 1,5 kmol/h de
maleato de dimetilo alimentan al primer evaporador. Ningún maleato
de dimetilo alimenta al segundo evaporador. Sin embargo, 0,3 kmol/h
de recirculación de refinación alimentan al segundo evaporador. 311
kmol/h de gas circulante de hidrógeno y 7,6 kmol/h de hidrógeno de
aporte alimentan al primer evaporador para evaporar la alimentación
de maleato de dimetilo y la corriente evaporada pasa al primer
reactor, en el que se produce la conversión en producto bruto. El
reactor contiene una cantidad suficiente de catalizador adecuado
para convertir aproximadamente el 50% del maleato de dimetilo en
tetrahidrofurano. La corriente procedente de este reactor pasa al
segundo evaporador, que se utiliza para evaporar la recirculación de
refinación. La corriente procedente del segundo evaporador pasa al
segundo reactor, en el que se produce la conversión en producto
bruto. Los productos del segundo reactor se refinan y las
recirculaciones de refinación se separan y se hacen recircular hacia
el segundo evaporador. Se mide la selectividad hacia
tetrahidrofurano. Los detalles y resultados de la reacción se
exponen en la tabla 1. Puede observarse que se hace reaccionar
aproximadamente un 50% más de maleato de dimetilo del que es posible
con el procedimiento de la técnica anterior.
En un esquema de procedimiento según la presente
invención y tal como se ilustra en la figura 2, la corriente de gas
circulante del compresor se mantiene a la misma velocidad absoluta
que en el ejemplo comparativo 1. En esta disposición, una
alimentación total de maleato de dimetilo de 1,9 kmol/h alimenta al
sistema, suministrándose 1,5 kmol/h al primer evaporador y 0,4
kmol/h al segundo evaporador. 311 kmol/h de gas circulante de
hidrógeno y 9,4 kmol/h de hidrógeno de aporte alimentan al primer
evaporador para evaporar la alimentación de maleato de dimetilo,
antes de que la corriente evaporada se haga pasar al primer reactor,
en el que se produce la conversión en producto bruto. El reactor
contiene una cantidad suficiente de catalizador adecuado para
convertir aproximadamente el 50% del maleato de dimetilo en
tetrahidrofurano. La corriente procedente de este reactor pasa al
segundo evaporador que se utiliza para evaporar la recirculación de
refinación. La corriente procedente del segundo evaporador pasa al
segundo reactor, donde se produce la conversión en producto bruto.
Los productos procedentes del segundo reactor se refinan y las
recirculaciones de refinación se separan y se hacen recircular hacia
el segundo evaporador. Se mide la selectividad hacia
tetrahidrofurano. Los detalles y resultados de la reacción se
exponen en la tabla 1. Puede observarse que se hace reaccionar
aproximadamente un 90% más de maleato de dimetilo del que es posible
con el procedimiento de la técnica anterior.
En un esquema de procedimiento según la presente
invención y tal como se ilustra en la figura 2, la corriente del gas
circulante del compresor se mantiene a la misma velocidad absoluta
que en el ejemplo comparativo 1. En esta disposición, 1,5 kmol/h de
maleato de dimetilo alimentan al primer evaporador. Ningún maleato
de dimetilo alimenta al segundo evaporador. Sin embargo, 0,75 kmol/h
de recirculación de refinación alimentan al segundo evaporador 27.
311 kmol/h de gas circulante de hidrógeno y 7,6 kmol/h de hidrógeno
de aporte alimentan al primer evaporador para evaporar la
alimentación de maleato de dimetilo, antes de que la corriente
evaporada pase al primer reactor, en el que se produce la conversión
en producto bruto. El reactor contiene una cantidad suficiente de
catalizador adecuado para convertir aproximadamente el 50% de
maleato de dimetilo en tetrahidrofurano. La corriente procedente de
este reactor pasa al segundo evaporador que se utiliza para evaporar
la recirculación de refinación. La corriente procedente del segundo
evaporador pasa al segundo reactor, en el que se produce la
conversión en producto bruto. Los productos del segundo reactor se
refinan y las recirculaciones de refinación se separan y se hacen
recircular hacia el segundo evaporador. Se mide la selectividad
hacia tetrahidrofurano. Los detalles y resultados de la reacción se
exponen en la tabla 1. Puede observarse que se hace reaccionar
aproximadamente un 110% más de maleato de dimetilo del que es
posible con el procedimiento de la técnica anterior.
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(Tabla pasa a página
siguiente)
Evap 1 y evap 2 son los evaporadores primero y
segundo, respectivamente.
Se determinan y comparan los puntos de rocío en
diversos puntos en la primera zona de reacción. Los resultados se
exponen en la tabla 2. Estos resultados suponen que la reacción de
hidrogenación es del 100% y que va seguida de deshidratación. En
realidad, se entenderá que puede producirse cierta deshidratación,
es decir menos del 10% en moles, en la zona de hidrogenación y que
habrá cierta hidrogenación de éster y/o lactona residuales en la
zona de deshidratación. También es necesario observar que el sistema
no es ideal y que es necesario permitir errores en la presión de
vapor y errores en el calor de reacción.
Por tanto, se entenderá que los ejemplos 1 a 3
tienen un margen de salida del punto de rocío significativamente
mayor para el primer reactor que en el ejemplo comparativo. Este
aumento en el margen del punto de rocío se produce principalmente
como resultado de la deshidratación del
butano-1,4-diol para dar
tetrahidrofurano que ha tenido lugar dentro del primer reactor. Se
observará que cuanto más ancho es el margen de salida del punto de
rocío del primer reactor, más material de alimentación puede
evaporarse en el evaporador aguas abajo, con un aumento
correspondiente en la productividad del circuito de hidrogenación y
una reducción en el flujo de gas circulante por unidad de
alimentación de maleato de dimetilo.
Claims (15)
1. Procedimiento para la producción de un éter
mediante la reacción de un material orgánico de alimentación
correspondiente seleccionado entre ácidos y/o anhídridos
dicarboxílicos, monoésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos,
diésteres de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos, lactonas y
mezclas de dos o más de los mismos en presencia de hidrógeno, que
comprende las etapas de:
- (a)
- suministrar una corriente que comprende el material orgánico de alimentación a una primera zona de evaporación y poner en contacto dicha alimentación con el gas circulante que comprende hidrógeno, de tal manera que al menos una parte del material de alimentación se evapora mediante y en el gas circulante;
- (b)
- suministrar al menos una parte del gas circulante y el material de alimentación evaporado a una primera zona de reacción que comprende un catalizador y hacerla funcionar bajo condiciones de reacción que permitan que se produzca la hidrogenación y la deshidratación;
- (c)
- recuperar de la primera zona de reacción una corriente de producto intermedio que comprende material de alimentación sin reaccionar, gas circulante, producto(s) deseado(s) y cualquier coproducto y subproducto;
- (d)
- suministrar la corriente de producto intermedio a una segunda zona de evaporación y ponerla en contacto con material de alimentación adicional, de tal manera que dicho material de alimentación adicional se evapore mediante y en la corriente de producto intermedio;
- (e)
- suministrar el producto de la etapa (d) a una zona de reacción posterior que comprende catalizador y hacerla funcionar en condiciones de reacción que permitan que se produzca la hidrogenación y, si se requiere, la deshidratación; y
- (f)
- recuperar de la zona de reacción posterior una corriente de producto que comprende el éter.
2. Procedimiento según la reivindicación 1, en el
que el gas circulante y la alimentación orgánica evaporada
procedentes de la etapa (a) se dividen suministrándose una parte
principal a la etapa (b) y una parte minoritaria a la etapa (d).
3. Procedimiento según la reivindicación 1, en el
que el gas circulante y el material de alimentación evaporado de la
etapa (a) se suministra a la etapa (b).
4. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 3, en el que el procedimiento incluye
adicionalmente la etapa de separar cualesquiera coproductos y/o
subproductos de la corriente de producto en una zona de refinación y
hacer recircular uno o más de dichos coproductos y/o subproductos en
una o más corrientes de recirculación a una o más de las zonas de
evaporación, en las que se evaporarán.
5. Procedimiento según la reivindicación 4, en el
que la corriente de alimentación orgánica que alimenta al menos a
una zona de evaporación es, o incluye, una o más corrientes de
recirculación.
6. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 5, en el que el procedimiento incluye una o más
zonas de reacción posteriores adicionales, localizadas en serie
entre las zonas de reacción primera y final posterior y en el que la
o cada zona de reacción posterior adicional está precedida de una
zona de evaporación en la que se evaporan la alimentación adicional,
la recirculación o alimentación nueva y la recirculación mediante y
en la corriente de producto intermedio procedente de la zona de
reacción previa.
7. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 6, en el que las corrientes de recirculación se
evaporan en una corriente de producto intermedio antes de mezclarse
con el gas circulante que comprende material de alimentación
evaporado adicional.
8. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 7, en el que el material orgánico de
alimentación está contenido en un disolvente orgánico que se separa
del material de alimentación mediante arrastre del gas circulante en
una o más zonas de evaporación.
9. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 8, en el que el catalizador es una combinación
de diferentes catalizadores seleccionados entre catalizadores con
alta tolerancia a los ácidos, catalizadores de hidrogenación de alta
conversión de éster y catalizadores de alta formación de éter.
10. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 9, en el que la selectividad global hacia el
éter es superior al 10%.
11. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 10, en el que la selectividad hacia el éter es
superior al 30% en al menos una zona de reacción.
12. Procedimiento según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 11, en el que el material orgánico de
alimentación se selecciona entre ésteres de monoalquilo C_{1} a
C_{4} de ácidos y/o anhídridos dicarboxílicos C_{4} a C_{12},
ésteres de dialquilo C_{1} a C_{4} de ácidos y/o anhídridos
dicarboxílicos C_{4} a C_{12}, lactonas de ácidos
hidroxicarboxílicos C_{4} a C_{12} y mezclas de dos o más de los
mismos.
13. Procedimiento según la reivindicación 12, en
el que el material orgánico de alimentación se selecciona entre
maleato de monometilo, fumarato de monometilo, succinato de
monometilo, maleato de dimetilo, fumarato de dimetilo, succinato de
dimetilo, \gamma-butirolactona, maleato de
monoetilo, fumarato de monoetilo, succinato de monoetilo, maleato de
dietilo, fumarato de dietilo, succinato de dietilo,
\gamma-butirolactona y mezclas de dos o más de los
mismos.
14. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 13, en el que el éter es un éter cíclico.
15. Procedimiento según la reivindicación 14, en
el que el éter es tetrahidrofurano.
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| GB0117090 | 2001-07-12 | ||
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