ES2243754T3 - Procedimiento para la obtencion de pirrolidonas. - Google Patents
Procedimiento para la obtencion de pirrolidonas.Info
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Abstract
Procedimiento para la obtención de pirrolidona en caso dado N-substituida mediante hidrogenación en fase gaseosa bajo condiciones anhidras de un substrato, que se elige entre los ácidos dicarboxílicos con 4 átomos de carbono y sus derivados, en caso dado con adición de amoníaco o de aminas primarias, con empleo de un catalizador exento de Cr, que presenta desde un 5 hasta un 95 % en peso de CuO, preferentemente desde un 30 hasta un 70 % en peso de CuO, y desde un 5 hasta un 95 % en peso de Al2O3, preferentemente desde un 30 hasta un 70 % en peso de Al2O3, y desde 0 hasta un 60 % en peso, preferentemente desde un 5 hasta un 40 % en peso de ZnO.
Description
Procedimiento para la obtención de
pirrolidonas.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la obtención de pirrolidonas. La síntesis se
lleva a cabo mediante hidrogenación catalítica en fase gaseosa de
substratos, que se eligen del grupo constituido por derivados del
ácido maleico y del ácido succínico así como por estos ácidos en sí
mismos. En estos substratos puede estar presente ya el componente
nitrogenado que se presenta en la pirrolidona, en caso dado se
añaden amoníaco o aminas primarias a la síntesis en el que caso en
que no estuviese presente este componente nitrogenado. El
procedimiento según la invención permite la obtención de
pirrolidonas, que están N-alquiladas en caso
deseado, sin embargo las pirrolidonas pueden presentar,
independientemente de ello, también uno o varios substituyentes de
alquilo sobre los átomos de carbono del anillo.
La obtención de las pirrolidonas mediante
hidrogenación de anhídrido del ácido maleico (MSA) o incluso
anhídrido del ácido succínico (BSA) o bien de los ácidos
correspondientes de cadena abierta o de los ésteres, en presencia de
amoníaco o de aminas primarias, es conocida en sí misma.
De este modo la publicación EP-A
745 589 describe un procedimiento para la obtención de pirrolidonas
N-substituidas en caso dado, en el cual se hacen
reaccionar entre sí MSA, amoníaco o una amina primaria e hidrógeno
sobre un catalizador soportado. El catalizador contiene tanto renio
como también paladio en forma metálica o enlazada.
Se ha podido observar que en el caso de la
hidrogenación de MSA para dar tetrahidrofurano se obtiene, en primer
lugar, BSA y, a continuación, \gamma-butirolactona
(GBL). Estos productos pueden convertirse, mediante otra
hidrogenación para dar el 1,4-butanodiol (BDO) y,
finalmente, para dar tetrahidrofurano (THF).
Así pues, si se hacen reaccionar los eductos
anteriormente citados, bajo condiciones hidrogenantes, con amoníaco
o con aminas primarias, se produce una pluralidad de reacciones
concurrentes, con lo cual la selectividad para dar las pirrolidonas
deseadas es, en general, muy baja.
Además los catalizadores, empleados en este caso,
contienen frecuentemente cromo, generalmente en forma de óxido de
cromo. Debido a la toxicidad del cromo es deseable, sin embargo, el
desarrollo de catalizadores que presenten, sin la presencia de
cromo, buenos rendimientos y selectividades en lo que se refiere a
la pirrolidona deseada.
Otro inconveniente de los procedimientos
empleados hasta el presente para la obtención de pirrolidonas o bien
de los catalizadores empleados en este caso, consiste en que tiene
que utilizarse como educto, en general, MSA previamente purificado o
bien un derivado del mismo. Así pues el educto tiene que liberarse
de las impurezas tras su obtención con procedimientos frecuentemente
costosos. El MSA se prepara mediante oxidación parcial de
determinados hidrocarburos, concretamente benceno, mezclas de buteno
o n-butano, siendo empleado preferentemente este
último. El producto en bruto de la oxidación contiene, además del
MSA deseado, ante todo, productos secundarios tales como agua,
monóxido de carbono, dióxido de carbono, hidrocarburo de partida, no
convertido, así como ácido acético y ácido acrílico, formándose
estos productos secundarios cuando se utilizan todos los
hidrocarburos anteriormente citados. La mayoría de las veces se
eliminan los productos secundarios mediante procedimientos costosos,
por ejemplo mediante destilación. Esta purificación se revela
especialmente como necesaria puesto que los catalizadores, empleados
para la obtención de la pirrolidona a partir de MSA con adición de
amoníaco o de amina y bajo condiciones hidrogenantes, en general
reaccionan de manera sensible a tales impurezas. La desactivación de
los catalizadores constituye ya un problema cuando se utiliza MSA
purificado, puesto que mediante la carga con productos de
polimerización del MSA tiene que regenerarse el catalizador, por
regla general, a intervalos relativamente cortos, que frecuentemente
son de 100 horas aproximadamente. La tendencia a la desactivación es
todavía mayor cuando están presentes compuestos polimerizables, por
ejemplo ácido acrílico.
La publicación EP-A 545 150
divulga un procedimiento para la obtención de pirrolidonas
N-organilsubstituidas, especialmente
N-metilpirrolidona, a partir de los correspondientes
derivados de los ácidos dicarboxílicos. En este caso se emplea un
catalizador, que contiene al menos un elemento de los grupos
secundarios primero, séptimo u octavo del sistema periódico de los
elementos. Como componente nitrogenado puede emplearse una amina
primaria con el substituyente organilo deseado. Sin embargo es
posible también emplear una mezcla de una amina secundaria y/o
terciaria, correspondiente, con la amina primaria. La reacción se
lleva a cabo con adición de agua y/o de amoníaco. En un ejemplo se
hace reaccionar MSA con metilamina y con hidrógeno con adición de
agua para dar la N-metilpirrolidona a 200 bares,
empleándose un catalizador que contiene un 50% en peso de CuO y un
50% en peso de Al_{2}O_{3}. El rendimiento es solamente del
38%.
La publicación JP 63-27476
divulga un procedimiento para la obtención de pirrolidonas mediante
hidrogenación en fase gaseosa de imidas del ácido maleico o del
ácido succínico, preferentemente del ácido succínico. Se han
empleado catalizadores a base de Cu, que pueden contener un óxido de
Cr, de Mg o de Zn. Con el procedimiento se consiguen rendimientos en
pirrolidona del 66% como máximo (según los ejemplos), empleándose
sin embargo siempre una mezcla constituida por succinimida en
butirolactona en la proporción de 20:80.
La publicación
WO-A-9724346 describe un
procedimiento para la obtención de butirolactona a partir de
anhídrido del ácido maleico mediante hidrogenación en fase gaseosa
con empleo de un catalizador de CuO/Al_{2}O_{3}. La
butirolactona, obtenida de este modo, puede elaborarse ulteriormente
para dar pirrolidonas. Desde luego se propone en este caso un
procedimiento a alta presión, en fase líquida.
La publicación
EP-A-349119 describe la reacción de
butirolactona en fase gaseosa para dar pirrolidona (véase la página
3 líneas 39-42, tabla II ejemplo 7).
La publicación
WO-A-9316042 describe una
hidrogenación en fase gaseosa de derivados de ácidos
1,4-dicarboxílicos para la obtención de pirrolidonas
con empleo de catalizadores de Cu/Cr.
La tarea de la presente invención consiste en
poner a disposición un procedimiento que permita la obtención de
pirrolidonas, en caso dado substituidas, mediante la reacción de
anhídrido del ácido maleico o de un compuesto emparentado con
elevados rendimientos y selectividades. Los catalizadores empleados
deben estar en este caso exentos de cromo y deben posibilitar el
empleo de un MSA o bien de un compuesto emparentado con el mismo en
forma de educto, el cual o bien los cuales no tengan que someterse a
una purificación previa costosa. Preferentemente debería poderse
emplear un MSA o un compuesto emparentado con el mismo con una
calidad que corresponda a la que se presenta directamente después de
la obtención.
Esta tarea se resuelve por medio de un
procedimiento para la obtención de pirrolidona, en caso dado
N-substituida, mediante hidrogenación en fase
gaseosa, bajo condiciones anhidras de un substrato, que se elige
entre los ácidos dicarboxílicos con 4 átomos de carbono y sus
derivados, en caso dado con adición de amoníaco o de aminas
primarias, con empleo de un catalizador exentos de Cr, que presenta
desde un 5 hasta un 95% en peso de CuO, preferentemente desde un 30
hasta un 70% en peso de CuO, y desde un 5 hasta un 95% en peso de
Al_{2}O_{3}, preferentemente desde un 30 hasta un 70% en peso de
Al_{2}O_{3}, y desde 0 hasta un 60% en peso, preferentemente
desde un 5 hasta un 40% en peso de ZnO.
Por la expresión "ácidos dicarboxílicos con 4
átomos de carbono y sus derivados" se entenderán, con relación a
la presente solicitud, el ácido maleico y el ácido succínico, que
presenten, en caso dado, uno o varios substituyentes de alquilo con
1 a 6 átomos de carbono, así como los monoésteres y diésteres, los
anhídridos y las imidas de estos ácidos, en caso dado substituidos
por alquilo. Ejemplos abarcan el maleinato de monometilo, el
maleinato de dimetilo, el anhídrido del ácido maleico, el anhídrido
del ácido succínico, el anhídrido del ácido citracónico, la
succinimida, la N-metilsuccinimida, la
N-butilsuccinimida, la maleinimida y la
N-metilmaleinimida. En el caso en que se utilicen
imidas en forma de eductos, no se utilizará amoníaco o amina
primaria. Las imidas pueden haber sido preparadas en este caso en
una etapa previa mediante reacción de amoníaco o de la amina
primaria deseada con el ácido dicarboxílico con 4 átomos de carbono
o con su derivado sin adición de hidrógeno.
Preferentemente se emplearán en la reacción,
según la invención, los anhídridos, especialmente el anhídrido del
ácido maleico o el anhídrido del ácido succínico. El substrato más
preferente es el anhídrido del ácido maleico (MSA).
En una forma de realización preferente se llevará
a cabo el procedimiento según la invención de tal manera, que en
primer lugar se hidrogene el ácido dicarboxílico con 4 átomos de
carbono y/o su derivado, preferentemente el anhídrido del ácido
maleico, con hidrógeno en presencia de los catalizadores según la
invención. El amoníaco o las aminas correspondientes se agregarán
solamente cuando el doble enlace carbono-carbono de
los eductos citados esté preponderantemente o completamente
hidrogenado y, por lo tanto, la mezcla de la hidrogenación esté
constituida preponderantemente o por completo por el ácido
succínico, por los ésteres del ácido succínico y/o por el anhídrido
del ácido succínico. Preferentemente se llevará a cabo este
procedimiento en un solo reactor, añadiéndose al reactor el amoníaco
o la amina primaria solamente en un punto o bien solamente en un
instante, en los que se haya producido ya la hidrogenación descrita
del educto. El procedimiento según la invención puede llevarse a
cabo, sin embargo, también en dos reactores, verificándose la
hidrogenación del educto en el primer reactor y la reacción con
amoníaco o bien con la amina primaria en el segundo reactor.
El componente nitrogenado, que se hace
reaccionar, es amoníaco en el caso más sencillo. Cuando deba
prepararse una pirrolidona N-substituida, se
empleará una amina primaria como componente nitrogenado, que
presente un substituyente del grupo constituido por restos
hidrocarbonados con un número de carbonos desde 1 hasta 20,
preferentemente desde 1 hasta 12, alifáticos, ramificados y no
ramificados, cíclicos y acíclicos, en caso dado substituidos. Los
substituyentes que pueden estar presentes sobre el átomo de carbono
alifático, se eligen preferentemente del grupo constituido por
restos aromáticos, en este caso especialmente el resto fenilo, así
como grupos hidroxilo, halógeno y restos alcoxi. Ejemplos de aminas
primarias, preferentes, son la metilamina, la etilamina, la
n-propilamina, la n-butilamina, la
n-decilamina, la n-dodecilamina, la
ciclohexilamina, la bencilamina y la etanolamina. En el caso en que
se utilice una imida como educto, ésta puede estar
N-substituida, presentando los substituyentes los
significados anteriormente indicados.
En lugar de aminas primarias puras pueden
emplearse, también, mezclas constituidas por aminas primarias con
las correspondientes aminas secundarias y terciarias, tales como por
ejemplo la metilamina, la dimetilamina y la trimetilamina. Esta
forma de realización no es preferente. Por medio de las medidas
conocidas por el técnico en la materia se mantendrá en este caso una
concentración suficiente de la amina primaria.
Los catalizadores para la hidrogenación, según la
invención, contienen, antes de la activación con hidrógeno, óxido de
cobre y óxido de aluminio u óxido de cobre, óxido de aluminio y
óxido de cinc. El contenido en óxido de cobre y en óxido de aluminio
es en este caso desde un 5 hasta un 95% en peso de óxido de cobre y
desde un 95 hasta un 5% en peso de óxido de aluminio,
preferentemente desde un 30 hasta un 70% en peso óxido de cobre y
desde un 70 hasta un 30% en peso de óxido de aluminio, de forma
especialmente preferente desde un 50 hasta un 60% en peso de óxido
de cobre y desde un 50 hasta un 40% en peso de óxido de aluminio.
Tales catalizadores pueden contener, además del óxido de cobre y del
óxido de aluminio en las cantidades indicadas, también hasta un 60%
en peso de óxido de cinc, preferentemente desde un 5 hasta un 40% en
peso.
Opcionalmente, los catalizadores empleados según
la invención, que están exentos de Cr, pueden contener uno o varios
metales diferentes o un compuesto de los mismos, preferentemente un
óxido de los grupos 1 hasta 14 (IA hasta VIIIA y IB hasta IVB de la
antigua nomenclatura IUPAC) del sistema periódico de los elementos.
Cuando se utilice otro óxido, de este tipo, se empleará,
preferentemente, TiO_{2}, ZrO_{2}, SiO_{2} y/o MgO.
Se ha revelado que los catalizadores, empleados
según la invención, proporcionan una elevada selectividad para dar
las pirrolidonas deseadas y con rendimientos elevados. En contra de
lo que ocurre en el caso del procedimiento descrito en la
publicación EP-A 545 150, se trabaja bajo
condiciones anhidras. Por esta expresión deberá entenderse que
únicamente estará presente, como máximo, el agua que se forma
mediante la hidrogenación de un grupo carbonilo y, en caso dado, la
sobrehidrogenación parcial del segundo grupo carbonilo sin que se
añada agua por otra vía. Únicamente pueden estar presentes las
impurezas constituidas por agua, presentes en los eductos.
Los catalizadores empleados pueden contener,
además, un agente auxiliar en una cantidad desde 0 hasta 10% en
peso. Se entenderán por agentes auxiliares productos orgánicos e
inorgánicos, que contribuyan a una mejor elaboración durante la
fabricación del catalizador y/o a un aumento de la resistencia
metálica de los cuerpos moldeados del catalizador. Tales agentes
auxiliares son conocidos por el técnico en la materia; ejemplos a
este respecto abarcan grafito, ácido esteárico, gel de sílice y
polvo de cobre.
Los catalizadores pueden fabricarse según los
métodos conocidos por el técnico en la materia. Son preferentes
procedimientos en los que se presenta el óxido de cobre finamente
distribuido e íntimamente mezclado con los otros componentes, siendo
especialmente preferentes las reacciones de precipitación. En este
caso se precipitan los compuestos precursores, disueltos en el
disolvente, en presencia de otros compuestos metálicos solubles o
suspendidos en el disolvente, con un agente de precipitación, se
separan por filtración, se lavan, se secan y, en caso dado, se
calcinan.
Estos materiales de partida pueden elaborarse,
según métodos conocidos, para dar cuerpos moldeados, por ejemplo
pueden extrudirse, entabletarse o pueden elaborarse mediante
procedimientos de aglomeración, en caso dado con adición de agentes
auxiliares.
Alternativamente pueden prepararse los
catalizadores según la invención, por ejemplo, también mediante la
aplicación de los componentes activos sobre un soporte, por ejemplo
mediante impregnación o mediante aplicación por evaporación. Además
pueden obtenerse catalizadores según la invención por moldeo de una
mezcla heterogénea constituida por los componentes activos o por los
componentes precursores de los mismos con un componente de soporte o
con un compuesto precursor del mismo.
En la hidrogenación según la invención, en la
cual pueden emplearse, además del MSA, otros ácidos dicarboxílicos
con 4 átomos de carbono, anteriormente definidos, o sus derivados, a
modo de educto, se empleará el catalizador en forma reducida,
activada. La activación se llevar a cabo con gases reductores,
preferentemente con hidrógeno o con mezclas de hidrógeno/gases
inertes, bien antes o después de la incorporación en el reactor, en
el que se lleva a cabo el procedimiento según la invención. Si el
catalizador se incorpora en el reactor en forma de óxido, podrá
llevarse a cabo la activación tanto como paso previo a la puesta en
marcha de la instalación con la hidrogenación según la invención así
como durante la puesta en marcha, es decir in situ. La
activación separada como paso previo a la puesta en marcha de la
instalación se lleva a cabo, en general, con gases reductores,
preferentemente con hidrógeno o con mezclas de hidrógeno/gases
inertes a temperaturas elevadas, preferentemente comprendidas entre
100 y 300ºC. En el caso de la activación denominada in situ
se lleva a cabo la activación cuando la instalación se encuentra en
plena carga mediante contacto con hidrógeno a temperatura
elevada.
Los catalizadores se utilizan en forma de cuerpos
moldeados. De manera ejemplificativa estos abarcan barretas,
barretas nervadas, otras formas de cuerpos extrudidos, tabletas,
anillos, bolas y granalla.
La superficie BET de los catalizadores de cobre
en estado de óxido se encuentra entre 10 y 400 m^{2}/g,
preferentemente entre 15 y 200 m^{2}/g, especialmente entre 20 y
150 m^{2}/g. La superficie del cobre (descomposición de N_{2}O)
del catalizador reducido es, en estado incorporado > 0,2
m^{2}/g, preferentemente > 1 m^{2}/g, especialmente > 2
m^{2}/g.
Según una variante de la invención se emplearán
catalizadores que presenten una porosidad definida. Estos
catalizadores presentan, a modo de cuerpos moldeados, un volumen de
poros \geq 0,01 ml/g para diámetros de los poros > 50 nm,
preferentemente \geq 0,025 ml/g para diámetros de los poros >
100 nm y, especialmente, \geq 0,05 ml/g para diámetros de los
poros > 200 nm. Además la proporción entre los macroporos con un
diámetro > 50 nm y el volumen total de los poros, para poros con
un diámetro > 4 nm, se encuentra en valores > 10%,
preferentemente > 20%, especialmente > 30%. Frecuentemente
pueden alcanzarse elevados rendimientos y selectividades en
pirrolidona mediante el empleo de estos catalizadores. Las
porosidades citadas se determinan mediante intrusión de mercurio
según DIN 66133. Los datos fueron evaluados en el intervalo del
diámetro de los poros desde 4 nm hasta 300 \mum.
Los catalizadores, empleados según la invención,
tienen, en general, un tiempo de vida suficiente. En el caso en que
la actividad y/o la selectividad del catalizador descendiesen, sin
embargo, en el transcurso de su tiempo de funcionamiento, éste podrá
regenerarse mediante las medidas conocidas por el técnico en la
materia. A éstas pertenecen, preferentemente, un tratamiento
reductor del catalizador en corriente de hidrógeno a temperatura
elevada. En caso dado puede preceder un tratamiento oxidante al
tratamiento reductor. En este caso se recorrerá la carga a granel
del catalizador con una mezcla gaseosa que contenga oxígeno
molecular, por ejemplo aire, a temperatura elevada. Además existe la
posibilidad de lavar el catalizador con un disolvente adecuado, por
ejemplo con etanol, con THF o con GBL y, a continuación, llevar a
cabo un secado en una corriente gaseosa.
Para conseguir las selectividades en pirrolidona
según la invención es necesario, además, que se respeten ciertos
parámetros de la reacción.
Un parámetro importante consiste en que se
mantenga una temperatura de reacción adecuada. Esto se consigue, por
un lado, mediante una temperatura de entrada suficientemente elevada
de los eductos. Ésta se encuentra a valores comprendidos entre 200 y
300ºC, preferentemente comprendidos entre 210 y 280ºC.
La carga del catalizador de la hidrogenación
según la invención se encuentra en el intervalo desde 0,01 hasta 1,0
kg de educto/litro de catalizador \cdot hora. En el caso de un
posible reciclo, pero que sin embargo no es preferente, del producto
intermedio formado como consecuencia de una hidrogenación
incompleta, en el caso en que se utilice el MSA como educto por
ejemplo succinimida o una succinimida N-substituida,
la carga del catalizador es la suma formada por el educto fresco
alimentado y por el producto intermedio reciclado. Cuando se aumente
la carga del catalizador por encima del intervalo citado, se
observa, en general, un aumento de la proporción de producto
intermedio en la descarga de la hidrogenación. Preferentemente la
carga del catalizador se encuentra en el intervalo desde 0,02 hasta
1, especialmente desde 0,05 hasta 0,5 kg de educto/litro de
catalizador \cdot hora. La expresión "educto" abarca en este
caso los productos de partida empleados en el procedimiento según la
invención, en los que se hidrogenen funciones durante el transcurso
del procedimiento, tales como dobles enlaces C=O o C=C. Las aminas o
el amoníaco, empleados, no quedan abarcados, en general, por la
expresión "educto" en relación con la carga del catalizador. En
el caso en que se produzca un reciclo se entenderá como educto
también, en primer lugar, el producto formado mediante la
hidrogenación, que se continúa hidrogenando, tras el reciclo, para
dar el producto, es decir por ejemplo
N-metilsuccinimida en el caso en que se utilicen MSA
y metilamina en la reacción de hidrogenación.
La relación molar hidrógeno/educto es,
igualmente, un parámetro que tiene una influencia importante sobre
la distribución del producto y también sobre la economía del
procedimiento según la invención. Desde el punto de vista económico
es deseable una baja relación hidrógeno/educto. El límite inferior
se encuentra en un valor de 3, empleándose, sin embargo, en general
proporciones molares de hidrógeno/educto mayores, desde 20 hasta
400. El empleo de los catalizadores según la invención,
anteriormente descritos, así como el mantenimiento de los valores de
la temperatura anteriormente descritos permiten el empleo de
proporciones menores, más favorables, entre hidrógeno/educto, que se
encuentran preferentemente a valores desde 20 hasta 200,
preferentemente desde 40 hasta 150. El intervalo más favorable se
encuentra en valores desde 50 hasta 100.
Para ajustar las proporciones molares entre
hidrógeno/educto, empleadas según la invención, se conduce una
parte, ventajosamente la cantidad principal, del hidrógeno en
circuito cerrado. Para ello se emplean, en general, los compresores
de gases en circuito cerrado, conocidos por el técnico en la
materia.
La cantidad de hidrógeno, consumida químicamente
mediante la hidrogenación, es restituida. En una forma de
realización preferente se purga una parte del gas en circuito
cerrado para eliminar compuestos inertes, por ejemplo
n-butano. El hidrógeno, conducido en circuito
cerrado puede utilizarse también, en caso dado, tras calentamiento
previo, para la evaporación de la corriente del educto.
La proporción molar entre el educto de los ácidos
dicarboxílicos con 4 átomos de carbono y/o sus derivados con
respecto al amoníaco o bien con respecto a la amina primaria es de 1
a 5, preferentemente de 1 a 3, de forma especialmente preferente de
1 a 1,5.
Puede ser ventajoso emplear, de manera
concomitante un disolvente en la hidrogenación en fase gaseosa. A
este respecto entran en consideración, por ejemplo, éteres tales
como el dioxano, el tetrahidrofurano, los alcoholes tales como el
metanol o los hidrocarburos tal como el ciclohexano.
También constituye una magnitud importante del
procedimiento según la invención el flujo en volumen de los gases de
la reacción, expresada, en general, como GHSV (Gas Hourly Space
Velocity). Los valores de GHSV del procedimiento según la invención
se encuentran en valores desde 100 hasta 10.000 Nm^{3}/m^{3}h,
preferentemente desde 1.000 hasta 3.000 Nm^{3}/m^{3}h,
especialmente desde 1.100 hasta 2.500 Nm^{3}/m^{3}h.
La presión a la que se lleva a cabo la
hidrogenación según la invención, se encuentra en valores
comprendidos entre 1 y 100 bares, preferentemente entre 1 y 50
bares, especialmente entre 1 y 20 bares. Junto con el gas en
circuito cerrado constituido por el hidrógeno, se conducen en
circuito cerrado todos los productos, que no se condensen o que no
se condensen por completo por refrigeración de la corriente gaseosa
que sale del reactor de hidrogenación. Éstos son, ante todo, agua,
amoníaco y aminas y productos secundarios tales como metano y
butano. La temperatura de refrigeración se encuentra en 0 hasta
60ºC, preferentemente en 20 hasta 45ºC.
Como tipos de reactores entran en consideración
todos los aparatos adecuados para las reacciones catalizadas de
manera heterogénea con una corriente de educto y de producto en
estado gaseoso. Son preferentes los reactores tubulares, los
reactores de cuba o reactores con disipación interna del calor, por
ejemplo reactores de haces tubulares, también es posible el empleo
de un lecho fluidificado. De manera especialmente preferente se
emplearán los reactores de haces tubulares. Pueden emplearse varios
reactores conectados en paralelo o en serie. En principio puede
llevarse a cabo una alimentación intermedia entre los lechos del
catalizador. También es posible una refrigeración intermedia entre o
en los lechos del catalizador. Cuando se utilicen reactores de lecho
fijo es posible una dilución del catalizador con material
inerte.
La corriente gaseosa, que sale del reactor, se
refrigera a 10 hasta 60ºC. En este caso se separan por condensación
los productos de la reacción y se conducen hasta un separador. La
corriente gaseosa, no condensada, se retira del separador y se
recicla hasta el compresor del gas en circuito cerrado. Se purga una
pequeña cantidad del gas en circuito cerrado. Los productos de la
reacción, separados por condensación, se retiran de manera continua
del sistema y se envían a la elaboración, que puede llevarse a cabo,
por ejemplo, mediante destilación.
El procedimiento según la invención se
caracteriza porque pueden emplearse eductos a ser hidrogenados con
pureza variable en la reacción de hidrogenación. Evidentemente puede
emplearse un educto de mayor pureza, especialmente MSA, en la
reacción de hidrogenación. El catalizador, empleado según la
invención, así como las demás condiciones de la reacción, elegidas
según la invención, posibilitan sin embargo también el empleo de
eductos de menor pureza, especialmente MSA, que esté impurificado
con las impurezas que se presentan usualmente en el caso de la
oxidación del benceno, del buteno o del n-butano así
como, eventualmente, otros componentes. De este modo el
procedimiento según la invención puede abarcar, en otra forma de
realización, una etapa conectada aguas arriba que abarque la
obtención de los ácidos dicarboxílicos con 4 átomos de carbono y/o
del derivado del mismo mediante oxidación parcial de un hidrocarburo
adecuado así como la separación de este educto a partir de la
corriente de producto obtenida de este modo.
El ácido dicarboxílico con 4 átomos de carbono
es, especialmente, el MSA. En este caso se empleará preferentemente
MSA, que proceda de la oxidación parcial de hidrocarburos. Las
corrientes adecuadas de hidrocarburos son el benceno, las olefinas
con 4 átomos de carbono (por ejemplo el n-buteno,
las corrientes de refinado con 4 átomos de carbono) o el
n-butano. De manera especialmente preferente se
empleará el n-butano, puesto que representa una
materia prima de precio económico. Los procedimientos para la
oxidación parcial de n-butano están descritos, por
ejemplo, en la publicación Ullmann's Encyclopedia of Industrial
Chemistry, 6^{th} Edition, Electronic Release, Maleic and Fumaric
Acids - Maleic Anhydride.
La descarga de la reacción, obtenida de este
modo, se recoge a continuación en un disolvente o en una mezcla de
disolventes orgánicos adecuados, que tenga a la presión atmosférica
un punto de ebullición como mínimo 30ºC por encima del de MSA.
Este disolvente (agente de absorción) se lleva a
una temperatura en el intervalo comprendido entre 20 y 160ºC,
preferentemente entre 30 y 80ºC. La corriente gaseosa, que contiene
anhídrido del ácido maleico, procedente de la oxidación parcial
puede ponerse en contacto de muchas maneras con el disolvente: (i)
introducción de la corriente gaseosa en el disolvente (por ejemplo a
través de una tobera para la introducción de gases o anillos para el
gasificado), (ii) introducción por pulverización del disolvente en
la corriente gaseosa y (iii) contacto a contracorriente entre la
corriente gaseosa que fluye hacia arriba y el disolvente que fluye
hacia abajo en una columna de platos o con empaquetadura. En las
tres variantes pueden emplearse aparatos para la absorción de gases,
conocidos por el técnico en la materia. En la elección del
disolvente, a ser empleado, debe tenerse en consideración que éste
no reaccione con el educto, por ejemplo con el MSA empleado de
manera preferente. Los disolventes adecuados son: el fosfato de
tricresilo, el maleato de dibutilo, las ceras de elevado peso
molecular, los hidrocarburos aromáticos con un peso molecular
comprendido entre 150 y 400 y un punto de ebullición por encima de
140ºC, tal como, por ejemplo, el dibencilbenceno; los ftalatos de
dialquilo con grupos alquilo con 1 hasta 8 átomos de carbono, por
ejemplo el ftalato de dimetilo, el ftalato de dietilo, el ftalato de
dibutilo, el ftalato de di-n-propilo
y de di-iso-propilo; los ésteres de
dialquilo con 1 a 4 átomos de carbono de otros ácidos dicarboxílicos
aromáticos y alifáticos, por ejemplo ácidos
dimetil-2,3-naftalin-dicarboxílicos,
ácidos
dimetil-1,4-ciclohexano-dicarboxílicos,
ésteres de metilo de ácidos grasos de cadena larga con, por ejemplo,
14 hasta 30 átomos de carbono, éteres de elevado punto de
ebullición, por ejemplo dimetiléteres de polietilenglicol, por
ejemplo el tetraetilenglicoldimetiléter.
Es preferente el empleo de los ftalatos.
La solución, que resulta tras el tratamiento con
el agente absorbente tiene, en general, un contenido en MSA desde
aproximadamente 5 hasta 400 gramos por litro.
También es posible de acuerdo con la presente
invención, en una forma preferente de realización, según la
publicación WO 01/27.058 A1, llevar a cabo una condensación parcial
con la descarga de la reacción, emplear el MSA líquido, separado,
sin purificación adicional, para la hidrogenación según la invención
y recoger el resto del MSA, que permanece en la fase gaseosa, como
se ha descrito anteriormente, en un disolvente orgánico y, en caso
dado, emplear este MSA, tras eliminación del disolvente, en la
hidrogenación. El procedimiento de la condensación
parcial/extracción del MSA y la alimentación del MSA en la etapa de
reacción subsiguiente como se ha descrito en la publicación WO
01/27.058 es una parte integrante de la presente solicitud y por lo
tanto queda incluida en la misma como referencia.
La corriente gaseosa, remanente después del
tratamiento con el agente de absorción contiene, fundamentalmente,
los productos secundarios de la oxidación parcial llevada a cabo
precedentemente, tales como agua, monóxido de carbono, dióxido de
carbono, butanos no convertidos, ácido acético y ácido acrílico. La
corriente de descarga está prácticamente exenta de MSA.
A continuación se expulsa el MSA disuelto del
agente de absorción. Esto se lleva a cabo con hidrógeno a la presión
de la hidrogenación subsiguiente o, como máximo, a un 10% por encima
de la misma o, alternativamente, en vacío con condensación
subsiguiente del MSA remanente. En la columna de arrastre con vapor
se observa un perfil de temperatura que se produce a partir de los
puntos de ebullición del MSA en la cabeza y del agente de absorción,
prácticamente exento de MSA en la cola de la columna a la presión de
la columna correspondiente y con la dilución establecida con el gas
portador (en el primer caso con hidrógeno). En el caso del arrastre
con vapor directo con hidrógeno se trabajará a una temperatura de
cabeza de 130ºC y a una presión de 5 bares.
Con el fin de impedir pérdidas de disolvente,
pueden encontrarse por encima de la alimentación de la corriente de
MSA en bruto apliques rectificadores. El agente de absorción
retirado de la cola, prácticamente exento de MSA se envía de nuevo
hasta la zona de absorción. En el caso del arrastre con vapor
directo con hidrógeno se retirará de la cabeza de la columna una
corriente gaseosa de MSA prácticamente saturada con hidrógeno con
una temperatura de 180ºC y una presión de 5 bares. La proporción
H_{2}/MSA se encuentra en este caso aproximadamente desde 20 hasta
400. En otros casos se bombea el MSA condensado a un evaporador y se
evapora en el mismo en la corriente de gas en circuito cerrado.
La corriente de MSA-hidrógeno
contiene todavía productos secundarios que se forman por la
oxidación parcial de gases que contienen n-butano,
butenos o benceno con oxígeno, así como el agente de absorción no
descargado. En este caso se trata, ante todo, de ácido acético y de
ácido acrílico como productos secundarios, agua, ácido maleico así
como los ftalatos de dialquilo empleados preferentemente como
agentes de absorción. El MSA contiene ácido acético y cantidades
desde un 0,01 hasta un 1% en peso, preferentemente desde un 0,1
hasta un 0,8% en peso y ácido acrílico en cantidades desde un 0,01
hasta un 1% en peso, preferentemente desde un 0,1 hasta un 0,8% en
peso, referido al MSA. En la etapa de hidrogenación se hidrogenan el
ácido acético y el ácido acrílico total o parcialmente para dar
etanol o bien para dar propanol. El contenido en ácido maleico es
desde un 0,01 hasta un 1% en peso, especialmente desde un 0,05 hasta
un 0,3% en peso, referido al MSA.
Cuando se utilicen ftalatos de dialquilo como
agentes de absorción, el contenido en MSA depende en gran medida del
funcionamiento correcto de la columna de arrastre por vapor,
especialmente de la sección de rectificación. No debe sobrepasarse
un contenido en ftalato de hasta un 1,0% en peso, especialmente de
hasta un 0,5% en peso en la forma de trabajo más adecuada puesto
que, en otro caso, sería demasiado elevado el consumo en agente de
absor-
ción.
ción.
La corriente de hidrógeno/anhídrido del ácido
maleico, obtenida de este modo, se combina ahora con amoníaco o bien
con una amina primaria y se hace reaccionar con el procedimiento
según la invención bajo hidrogenación para dar la pirrolidona
deseada, en caso dado N-substituida.
El procedimiento según la invención se explicará
ahora con mayor detalle en los ejemplos siguientes.
El catalizador, utilizado en los ejemplos 1 hasta
3 está constituido, antes de la activación, por un 50% en peso de
CuO y un 50% en peso de Al_{2}O_{3}. Como paso previo al inicio
de la reacción se somete a un tratamiento con hidrógeno a 180ºC. El
catalizador se activa sucesivamente durante el tiempo indicado en la
tabla 1 respectivamente con la mezcla indicada constituida por
hidrógeno y por nitrógeno a presión atmosférica.
Composición | Tiempo | Hidrógeno | Nitrógeno |
(minutos) | (Nl/h) | (Nl/h) | |
120 | 10 | 550 | |
50% en peso/CuO, | 30 | 25 | 400 |
50% en peso/Al_{2}O_{3} | 15 | 60 | 100 |
180 | 60 | 0 |
La hidrogenación, realizada en continuo, se lleva
a cabo en un reactor tubular de cuarzo dispuesto verticalmente,
calentado eléctricamente, que contiene el catalizador activado en
forma de tabletas de 3 x 3 mm. Se conduce anhídrido del ácido
maleico desde la parte superior en forma de fusión, se conduce
maleinimida junto con hidrógeno en forma gaseosa igualmente desde la
parte superior sobre el catalizador. Los productos que salen en el
extremo inferior del reactor se refrigeran. La descarga líquida se
analiza mediante cromatografía gaseosa. Los productos de partida,
las condiciones de la reacción, los rendimientos, las conversiones y
las selectividades se han reunido en la tabla 2. La proporción molar
entre anhídrido del ácido maleico e hidrógeno es de 1:10.
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(Tabla pasa a página
siguiente)
\newpage
\dotable{\tabskip\tabcolsep#\hfil\tabskip0ptplus1fil\dddarstrut\cr}{ \cr}
Claims (12)
1. Procedimiento para la obtención de pirrolidona
en caso dado N-substituida mediante hidrogenación en
fase gaseosa bajo condiciones anhidras de un substrato, que se elige
entre los ácidos dicarboxílicos con 4 átomos de carbono y sus
derivados, en caso dado con adición de amoníaco o de aminas
primarias, con empleo de un catalizador exento de Cr, que presenta
desde un 5 hasta un 95% en peso de CuO, preferentemente desde un 30
hasta un 70% en peso de CuO, y desde un 5 hasta un 95% en peso de
Al_{2}O_{3}, preferentemente desde un 30 hasta un 70% en peso de
Al_{2}O_{3}, y desde 0 hasta un 60% en peso, preferentemente
desde un 5 hasta un 40% en peso de ZnO.
2. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque el catalizador contiene uno o varios
metales más o un compuesto de los mismos, preferentemente un óxido,
elegido entre los grupos 1 a 14 del sistema periódico de los
elementos, preferentemente un compuesto del grupo constituido por
TiO_{2}, ZrO_{2}, SiO_{2} y MgO.
3. Procedimiento según las reivindicaciones 1 ó
2, caracterizado porque los ácidos dicarboxílicos con 4
átomos de carbono o bien el derivado del mismo se eligen del grupo
constituido por el ácido maleico, el anhídrido del ácido maleico, el
ácido succínico, el anhídrido del ácido succínico y la maleinimida,
en caso dado substituida y la succinimida, especialmente el
anhídrido del ácido maleico.
4. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque la amina
primaria o la imida presentan un substituyente que se elige del
grupo constituido por hidrocarburos con 1 a 20 átomos de carbono
alifáticos ramificados y no ramificados, cíclicos y acíclicos, en
caso dado substituidos, preferentemente del grupo de los
hidrocarburos con 1 a 12 átomos de carbono.
5. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque los grupos
alifáticos pueden presentar uno o varios substituyentes del grupo
constituido por los grupos fenilo, halógeno, por los grupos
hidroxilo y por los grupos alcoxi, preferentemente los grupos
alifáticos están elegidos entre el metilo, el etilo, el
n-propilo, el n-butilo, el
n-decilo, el n-dodecilo, el
ciclohexilo, el bencilo y el etilol.
6. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque se emplea, en
forma de educto, un ácido dicarboxílico insaturado o un derivado del
mismo, preferentemente el ácido maleico, un éster del ácido maleico
y/o el anhídrido del ácido maleico y se añade el amoníaco o la amina
primaria a la mezcla de la reacción sólo una vez que se ha producido
una hidrogenación completa o parcial del doble enlace olefínico del
o de los eductos añadidos.
7. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque la reacción se
lleva a cabo a temperaturas desde 200 hasta 300ºC, preferentemente
desde 210 hasta 280ºC.
8. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el procedimiento
se lleva a cabo a presiones desde 1 a 100 bares, preferentemente
desde 1 hasta 50 bares.
9. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 8, caracterizado porque se emplea un
reactor de lecho fijo, preferentemente un reactor tubular, un
reactor de cuba, un reactor de lecho fluidificado o un reactor con
una disipación interna del calor, especialmente un reactor de haces
tubulares.
10. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 9, caracterizado porque se emplea
anhídrido del ácido maleico que se ha preparado mediante oxidación
de benceno, de olefinas con 4 átomos de carbono o de
n-butano, extrayéndose el anhídrido del ácido
maleico en bruto, obtenido mediante oxidación, con un disolvente a
partir de la mezcla del producto en bruto y a continuación se
expulsa del disolvente con hidrógeno.
11. Procedimiento según la reivindicación 10,
caracterizado porque se separa, mediante condensación, el
anhídrido del ácido maleico de la mezcla del producto en bruto,
obtenida mediante oxidación y se emplea, sin purificación, en la
hidrogenación y, a continuación, se extrae a partir de la mezcla del
producto en bruto el anhídrido del ácido maleico, que no se ha
condensado, con un disolvente y en caso dado se utiliza para la
hidrogenación.
12. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque se emplea una mezcla formada por amina
primaria con la amina secundaria y terciaria correspondientes.
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