ES2277880T3 - Proceso para la hidrogenacion de mezclas de hidroformilacion. - Google Patents
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Abstract
Proceso para la hidrogenación continua de mezclas de reacción procedentes de la hidroformilación de olefinas con 4 a 16 átomos de carbono en fase líquida homogénea sobre catalizadores en lecho fijo, que contienen al menos un elemento del octavo grupo secundario del Sistema Periódico de los Elementos, caracterizado porque, la fase líquida homogénea de la salida del reactor contiene todavía entre 0, 05 y 10% en peso de agua y en el estado estacionario del proceso se introduce 3 a 50% más de hidrógeno que el consumido por la hidrogenación.
Description
Proceso para la hidrogenación de mezclas de
hidroformilación.
La invención se refiere a un proceso para la
hidrogenación de mezclas de hidroformilación, es decir para la
producción de alcoholes por hidrogenación de aldehídos en fase
líquida en presencia de agua.
Los alcoholes pueden producirse por
hidrogenación catalítica de aldehídos, que se han obtenido por
ejemplo por hidroformilación de olefinas. Grandes cantidades de
alcoholes se emplean como disolventes y como productos intermedios
para la producción de muchos compuestos orgánicos. Subproductos
importantes de alcoholes son plastificantes y detergentes.
La reducción catalítica de aldehídos con
hidrógeno a alcoholes es conocida. Para ello se emplean
frecuentemente catalizadores que contienen al menos un metal de los
grupos 1b, 2b, 6b, 7b y/o 8 del Sistema Periódico de los Elementos.
La hidrogenación de aldehídos puede realizarse continua o
discontinuamente con catalizadores en forma de polvo o en grano, en
fase gaseosa o líquida.
Para la producción industrial de alcoholes por
hidrogenación de aldehídos por el proceso oxo (hidroformilación de
olefinas) se prefieren, sobre todo en el caso de la producción en
gran escala, procesos continuos con catalizadores dispuestos en
lecho fijo en fase gaseosa o líquida.
En comparación con la hidrogenación en fase
gaseosa, la hidrogenación en fase líquida exhibe el balance de
energía más favorable y el rendimiento
espacio-temporal más alto. Con el peso molecular
creciente del aldehído a hidrogenar, es decir con los puntos de
ebullición crecientes, aumenta la ventaja del balance de energía
más favorable. Los aldehídos superiores con más de 7 átomos de
carbono se hidrogenan por tanto preferiblemente en la fase
líquida.
La hidrogenación en fase líquida tiene, sin
embargo, el inconveniente de que, debido a las altas concentraciones
tanto de aldehídos como de alcoholes, se ve favorecida la formación
de compuestos de punto de ebullición elevado por reacciones en
cascada y reacciones secundarias. Así, los aldehídos pueden
intervenir más fácilmente en reacciones de aldolización (adición
y/o condensación) y formar semiacetales o acetales totales con los
alcoholes. Por disociación de agua o alcohol, los acetales que se
forman pueden formar enoléteres, que se hidrogenan en las
condiciones de reacción para dar los éteres saturados. Por
consiguiente, estos subproductos secundarios disminuyen el
rendimiento. Los subproductos designados como de punto de ebullición
alto pueden redisociarse a lo sumo parcialmente en instalaciones
post-conectadas en productos valiosos como los
aldehídos de partida y los alcoholes objetivo.
Las mezclas industriales de aldehídos, que se
emplean para la hidrogenación, contienen frecuentemente ya
compuestos de punto de ebullición alto en diversas
concentraciones.
En la hidroformilación de olefinas en presencia
de catalizadores de cobalto se obtienen aldehídos brutos, que junto
a los ésteres de ácido fórmico (formiatos) contienen adicionalmente
productos de aldolización, ésteres y éteres superiores así como
acetales como compuestos de punto de ebullición elevado. Si estas
mezclas se hidrogenan en fase gaseosa, la mayor parte de los
compuestos de punto de ebullición alto pueden separarse en el
evaporador y tratarse en una etapa separada del proceso para dar
productos valiosos.
Por el contrario, en la hidrogenación en fase
líquida, los compuestos de punto de ebullición elevado quedan en la
alimentación al reactor. Los mismos se hidrogenan en su mayor parte
en la etapa del hidrogenador, de tal modo que a partir de ellos ya
no puede obtenerse ningún producto valioso.
En el documento US 5 059 710 se aumenta el
rendimiento en alcoholes en la hidrogenación de aldehídos brutos
por redisociación en una de las etapas del proceso preconectadas a
la hidrogenación de una parte de los compuestos de punto de
ebullición elevado a temperatura alta con agua para dar aldehídos o
alcoholes. La hidrólisis y la hidrogenación son por tanto etapas
separadas del proceso, sin que se dé indicación alguna acerca del
contenido de agua de la mezcla a hidrogenar.
Un proceso análogo se publica en US 4 401 834.
También en este caso se realiza la disociación de los compuestos de
punto de ebullición elevado en presencia de agua antes de la etapa
de hidrogenación propiamente dicha.
En el documento GB 2 142 010 se reivindica un
proceso para la hidrogenación de aldehídos brutos con 6 a 20 átomos
C, que contienen compuestos de punto de ebullición elevado y
pequeñas cantidades de compuestos de azufre, para dar los alcoholes
saturados correspondientes. La hidrogenación se realiza en dos
reactores conectados en serie. El primer reactor contiene un
catalizador de MoS_{2}/C y el segundo reactor un catalizador
Ni/Al_{2}O_{3}. La hidrogenación se realiza en ambos reactores
con adición de hasta 10% de vapor de agua, referido a la corriente
de material de partida, en el intervalo de temperaturas de 180 a
260ºC y a una presión parcial de hidrógeno de 150 a 210 bares con
gran exceso de hidrógeno. Éste es, conforme a los ejemplos, tan
grande que el agua añadida se encuentra prácticamente sólo en la
fase gaseosa. El objetivo de este proceso reside en la represión de
la formación de hidrocarburos por hidrogenólisis de los alcoholes.
Acerca de un aumento o disminución de compuestos de punto de
ebullición elevado y formiatos durante la hidrogenación no se da
información alguna.
En el documento GB 808.336 se describe la
hidrogenación de una mezcla de aldehídos C_{8} sobre un
catalizador de molibdeno, donde la mezcla del hidrogenador contiene
5 a 6% de agua.
En el documento US 2 809 220 se describe una
hidrogenación en fase líquida de mezclas de hidroformilación en
presencia de agua. Como catalizador se emplean catalizadores que
contienen azufre. La hidrogenación se realiza en el intervalo de
presión de 105 a 315 bares y en el intervalo de temperatura de 204 a
315ºC, en presencia de 1 a 10% de agua, referida al material de
partida. A fin de mantener el agua añadida en la fase gaseosa, se
emplea un gran exceso de hidrógeno (892 a 3566 m^{3}n de hidrógeno
por m^{3} de material de partida). Con referencia al gran exceso
de hidrógeno se remite a la exposición del documento GB 2 142 010.
En este proceso es inconveniente adicionalmente el alto consumo
específico de energía.
En los documentos GB 784.359 y US 2.760.994,
ambos de Gulf Research % Development Company, se describe un
proceso para la hidrogenación de mezclas de hidroformilación, en el
cual se alimenta a la zona de hidrogenación una mezcla que contiene
una relación en volumen de agua a mezcla de hidroformilación de 1,15
a 1 hasta 2 a 1. La hidrogenación se realiza en presencia de un
gran exceso de hidrógeno.
En el documento US 2.771.493 se describe un
proceso para hidrogenación de aldehídos en el cual, para la
refrigeración o para el ajuste de la temperatura de reacción, se
emplean grandes cantidades de hidrógeno. En el caso del empleo de
catalizadores de sulfuro de molibdeno se dispone en el documento US
2.771.493 la adición de agua a la mezcla a hidrogenar.
Un proceso adicional para la hidrogenación de
mezclas de hidroformilación se publica en el documento DE 198 42
370. En este caso se describe cómo pueden hidrogenarse mezclas de
hidroformilación en fase líquida sobre catalizadores soportados que
contienen cobre, níquel y cromo. Dependiendo del proceso de
producción de las mezclas de hidroformilación (proceso de rodio o
de cobalto) estas mezclas contienen agua. El proceso publicado se
refiere a la hidrogenación selectiva de aldehídos a alcoholes, sin
que se exponga la hidrogenación de las olefinas no transformadas en
la hidroformilación, es decir que los compuestos de punto de
ebullición elevado (sobre todo acetales) no se transforman en
productos valiosos. Esto es económicamente desfavorable y por
consiguiente susceptible de mejora.
Dado que los procesos conocidos no son óptimos
por lo que se refiere a rentabilidad (pequeña inversión, alto
rendimiento en producto y bajo consumo de energía), persistía el
objetivo de desarrollar un nuevo proceso para la hidrogenación de
aldehídos o mezclas de aldehídos a los alcoholes saturados
correspondientes, que reúna las ventajas de la hidrogenación en
fase gaseosa (selectividad alta) con las de la hidrogenación en
fase líquida (menor consumo de energía, alto rendimiento
espacio-temporal).
Se ha encontrado, que el rendimiento de
alcoholes en la hidrogenación en fase líquida de aldehídos o mezclas
industriales de aldehídos aumenta cuando la hidrogenación se
realiza en presencia de agua, donde el agua está presente
principalmente en fase líquida en las condiciones de reacción, y no
se forma fase líquida alguna de agua separada.
El objeto de la invención es por consiguiente un
proceso para la hidrogenación continua de mezclas de reacción
procedentes de la hidroformilación de olefinas con 4 a 16 átomos de
carbono en fase líquida homogénea sobre catalizadores en lecho
fijo, que contienen al menos un elemento del grupo secundario octavo
del Sistema Periódico de los Elementos, donde la fase líquida
homogénea de la salida del reactor contiene todavía entre 0,05 y 10%
en peso de agua y en estado estacionario del proceso se alimenta 3
a 50% más de hidrógeno que el consumido por la hidrogenación.
El proceso correspondiente a la invención ofrece
una serie de ventajas. En la hidrogenación de aldehídos puros en
fase líquida en presencia de agua disuelta homogéneamente, los
rendimientos y selectividades corresponden a los de las
hidrogenaciones en fase gaseosa, pero el consumo de energía es
considerablemente menor.
Si se hidrogenan en fase líquida en presencia de
agua aldehídos o mezclas de aldehídos, que contienen formiatos y
compuestos de punto de ebullición elevado, donde los últimos están
constituidos predominantemente por productos de aldolización y
acetales, los formiatos (ésteres de ácido fórmico) se transforman
prácticamente por completo y los compuestos de punto de ebullición
elevado parcialmente en alcoholes. Con ello, se forma una mayor
cantidad de alcohol que la que es equivalente a la cantidad de
aldehído en la mezcla inicial.
En la hidrogenación de aldehídos puros, o
aldehídos pobres en compuestos de punto de ebullición elevado según
el proceso correspondiente a la invención se reduce claramente la
formación de compuestos de punto de ebullición elevado durante la
hidrogenación, y con ello mejora decisivamente la selectividad de la
hidrogenación. Para lograr el efecto de aumento de la selectividad
y el rendimiento del agua, es necesario que el agua se encuentre en
fase líquida. Por tanto, no es decisivo un contenido de agua en fase
gaseosa.
Los materiales de partida para la producción de
los aldehídos o de la mezcla de reacción por hidroformilación son
olefinas o mezclas de olefinas con 4 a 16, preferiblemente con 6 a
12 átomos de carbono, con enlaces dobles C-C
terminales o internos, como p.ej. 1-buteno,
2-buteno, isobuteno, 1- o 2-penteno,
2-metilbuteno-1,
2-metil-buteno-2,
3-metilbuteno-1, 1-, 2- ó
3-hexeno, la mezcla de olefinas C_{6} que se forma
por la dimerización de propeno (dipropeno), heptenos, 2- o
3-metil-1-hexeno,
octenos, 2-metilheptenos,
3-metilheptenos,
5-metilhepteno-2,
6-metilhepteno-2,
2-etilhexeno-1, la mezcla de
olefinas isómeras que se forma por la dimerización de butenos
C_{8} (dibuteno), nonenos, 2- o 3-metiloctenos, la
mezcla de olefinas C_{9} que se forma por la trimerización de
propeno (tripropeno), decenos,
2-etil-1-octeno,
dodecenos, la mezcla de olefinas C_{12} que se forma en la
tetramerización de propeno o la trimerización de butenos
(tetrapropeno o tributeno), tetradecenos, pentadecenos,
hexadecenos, la mezcla de olefinas C_{16} que se forma en la
tetramerización de butenos (tetrabuteno) así como mezclas de
olefinas producidas por co-oligomerización de
olefinas con números diferentes de átomos de carbono
(preferiblemente 2 a 4), eventualmente después de separación por
destilación en fracciones con longitudes de cadena iguales o
análogas. Asimismo, pueden emplearse olefinas o mezclas de olefinas
que se han obtenido por la síntesis
Fischer-Tropsch, así como olefinas que se han
obtenido por oligomerización de etileno, u olefinas que son
accesibles por reacciones de metátesis. Materiales de partida
preferidos para la producción de las mezclas de hidroformilación
son mezclas de olefinas C_{8}, C_{9}, C_{12}, C_{15} o
C_{16}.
Las olefinas se someten a la hidroformilación de
la manera habitual y dan entonces los materiales de partida para el
proceso de hidrogenación correspondiente a la invención. Por regla
general se trabaja con catalizadores de rodio o cobalto así como
con o sin aditivos estabilizadores de complejos, tales como fosfinas
o fosfitos orgánicos. Dependiendo del catalizador o de la olefina,
las temperaturas y presiones pueden variar dentro de límites
amplios. Una descripción de la hidroformilación de olefinas se
encuentra p.ej. en J. Falbe, New Syntheses with Carbon Monoxide,
Springer-Verlag, Heidelberg-Nueva
York, 1980, páginas 99 y siguientes, así como en
Kirk-Othmer, Encyclopedia of Chemical Technology,
volumen 17, 4ª edición, John Wiley & Sons, páginas 902 a 919
(1996).
Preferiblemente, en el proceso de la invención
se emplean mezclas de hidroformilación, producidas a partir de
olefinas C_{8}, C_{12} o mezclas de olefinas C_{8},
C_{12}.
Las cantidades de aldehído en la carga al
reactor pueden estar limitadas a concentraciones de
1-35% en peso, preferiblemente
5-20% en peso.
Las mezclas de reacción de la hidroformilación
se liberan convenientemente en primer lugar del catalizador. Cuando
se ha empleado un catalizador de cobalto, esto puede realizarse por
despresurización, oxidación de los compuestos de cobaltocarbonilo
que quedan en la mezcla de hidroformilación en presencia de agua o
ácido acuoso y separación de la fase acuosa. Los procesos de
descobaltización son bien conocidos, véase p.ej. J. Falbe, lugar
indicado, Kirk-Othmer lugar indicado, 164, 175
BASF-Procesos.
Cuando se emplea un compuesto de rodio como
catalizador de hidroformilación, se puede separar el mismo p.ej.
por vaporización en capa fina como residuo de destilación.
Las mezclas de reacción liberadas del
catalizador de hidroformilación de la hidroformilación catalizada
por cobalto contienen por lo general 3 a 40% en peso, en la mayoría
de los casos 5 a 30% en peso de compuestos de punto de ebullición
bajo, principalmente olefinas no transformadas, junto con los
hidrocarburos saturados correspondientes, así como 0,05 a 5% en
peso de agua, 30 a 90% en peso de aldehídos, 5 a 60% en peso de
alcoholes, hasta 10% en peso de formiatos de estos alcoholes y 3 a
15% en peso de compuestos de punto de ebullición elevado.
A diferencia de la hidroformilación catalizada
por cobalto, las mezclas de reacción procedentes de la
hidroformilación catalizada por rodio no contienen prácticamente
cantidad alguna de agua. En este caso debe añadirse agua
convenientemente.
Debe hacerse constar que el proceso
correspondiente a la invención puede realizarse también con mezclas
de hidroformilación cuya composición no corresponda en este u otro
respecto a estos datos. Así, por ejemplo, antes de la hidrogenación
pueden separarse los hidrocarburos (olefinas y parafinas) de la
mezcla de hidroformilación.
Para la hidrogenación de aldehídos por el
proceso correspondiente a la invención en fase líquida en presencia
de agua pueden emplearse catalizadores en grano dispuestos en lecho
fijo. Estos pueden contener uno o más metales de los grupos 1b, 2b,
6b, 7b y/o 8 del Sistema Periódico, particularmente níquel, cobre y
cromo. Pueden emplearse catalizadores sobre soportes de la clase de
los óxidos, como catalizadores de óxido de aluminio, silicio o
titanio, aluminosilicatos o catalizadores sin soporte. Los
catalizadores sin soporte contienen por lo general aprox. 0,2 a 30%
en peso de níquel, 0,3 a 40% en peso de cobre y 18 a 40% en peso de
cromo. Adicionalmente, Los catalizadores pueden contener hasta 20%
en peso de materiales básicos, tales como óxidos o hidróxidos
alcalinos o alcalinotérreos, así como otros materiales inertes o
modificadores de las propiedades en las mismas cantidades, por
ejemplo grafito. Los catalizadores empleados de acuerdo con la
invención no contienen cantidad alguna de azufre o compuestos de
azufre.
Catalizadores preferidos en el proceso
correspondiente a la invención para la hidrogenación de aldehídos a
alcoholes son catalizadores soportados. Los catalizadores contienen
en cada caso 0,3 a 15% en peso de cobre y níquel y, como
activadores, 0,05 a 3,5% de cromo y ventajosamente 0 a 1,6% en peso
de un metal alcalino. El material soporte está constituido
preferiblemente por óxido de aluminio y/u óxido de silicio.
Los catalizadores se emplean ventajosamente en
una forma en la cual ofrecen una pequeña resistencia al flujo de la
corriente, p.ej. en forma de granallas, pelets o cuerpos moldeados,
tales como tabletas, cilindros, bolas, piezas extruidas en cordón o
anillos. Los mismos se activan convenientemente antes de su empleo
por calentamiento en corriente de hidrógeno, por ejemplo a 140
hasta 250ºC, a no ser que los mismos se reduzcan en el reactor de
hidrogenación. Por ejemplo, un proceso para la reducción con
hidrógeno en presencia de una fase líquida se describe en el
documento DE 199 33 348.3.
De acuerdo con la invención, la hidrogenación en
la fase líquida homogénea en presencia de agua se realiza de tal
modo que la fase líquida homogénea a la salida del reactor contiene
una cantidad de 0,05 a 10% en peso, preferiblemente 0,5 a 8% en
peso, y de modo particularmente preferible 1 a 5% en peso de agua.
Los contenidos de agua mencionados deben entenderse con
independencia del consumo de agua por reacciones químicas y de la
salida de agua con el gas residual de la hidrogenación. En las
condiciones de reacción de la hidrogenación, el agua se encuentra
principalmente en la fase orgánica carga-producto y
sólo en una pequeña proporción en la fase gaseosa. En el caso
ideal, la fase gaseosa no contiene cantidad alguna de agua. No está
presente una fase líquida adicional. La cantidad específica de agua
en la fase orgánica está condicionada por la solubilidad del agua,
la presión de vapor del agua y la relación de fases (gas a líquido)
en las condiciones de reacción. La cantidad mínima de agua
necesaria es aquélla que se consume para la hidrólisis de los
ésteres de ácido fórmico, acetales totales, enoléteres, productos
de condensación aldólica y opcionalmente otros materias
hidrolizables. En el caso de que la carga contenga grandes
proporciones de compuestos hidrolizables, puede ser conveniente, a
fin de impedir la formación de una segunda fase acuosa en el reactor
de hidrogenación, añadir al principio sólo una parte de la cantidad
de agua necesaria. La parte restante se introduce durante la
hidrogenación dependiendo del consumo de agua. Esto se realiza, en
caso del empleo de un solo reactor, en uno o varios puntos del
reactor, y en caso de empleo de varios reactores conectados en
serie, convenientemente delante de los reactores individuales. A
fin de que ningún aldehído, protegido como semiacetal o acetal,
pueda eludir la hidrogenación, la salida del hidrogenador (en el
caso de varios reactores el último reactor), puede contener todavía
agua. El contenido de agua en la fase líquida homogénea de la
salida del reactor puede ser 0,05 a 10% en peso, preferiblemente
0,5 a 8% en peso.
Para el proceso correspondiente a la invención
pueden seleccionarse diversas variantes de proceso. El mismo puede
realizarse en condiciones adiabáticas, o prácticamente isotérmicas,
es decir con una subida de temperatura menor que 10ºC, y en una o
varias etapas. En el último caso pueden todos los reactores,
convenientemente reactores tubulares, operar en condiciones
adiabáticas o prácticamente isotérmicas, así como uno o más en
condiciones adiabáticas y los restantes en condiciones
prácticamente isotérmicas. Adicionalmente, es posible hidrogenar
los aldehídos o mezclas de aldehídos en presencia de agua en paso
directo o con recirculación del producto.
El proceso correspondiente a la invención se
realiza en fase de goteo o preferiblemente en fase líquida en
reactores trifásicos en paralelo, distribuyéndose finamente el
hidrógeno de manera conocida en sí misma en la corriente líquida de
aldehído. En beneficio de una distribución uniforme del líquido, una
disipación mejorada del calor de reacción y un rendimiento
espacio-temporal elevado, los reactores operan
preferiblemente con cargas de líquido altas desde 15 a 120,
especialmente desde 25 a 80 m^{3} por m^{2} de sección
transversal del reactor vacío y por hora. Si un reactor opera en
condiciones isotérmicas y en paso directo, los valores específicos
de carga de catalizador (LHSV) pueden estar comprendidos entre 0,1 y
10 h^{-1}.
En el caso de la hidrogenación de mezclas de
hidroformilación con 8 a 17 átomos C, como por ejemplo isononanal o
tridecanal, se emplean preferiblemente varios reactores conectados
en serie. En este caso opera(n) el primero en la modalidad
de lazos y el(los) reactor(es) siguiente(s) en
la modalidad de lazos o en la de paso directo. Como reactor que
opera en modalidad de lazos puede emplearse por ejemplo un horno de
cuba con un intercambiador de calor en el circuito externo, o un
reactor de haces tubulares.
Para la minimización de reacciones secundarias y
aumento por tanto del rendimiento de alcohol, es conveniente
limitar la concentración de aldehído a la entrada del reactor.
Particularmente en el caso de la hidrogenación de mezclas de
hidroformilación con 8 a 17 átomos C, el contenido de aldehído a la
entrada del reactor oscila entre 1 y 35%, preferiblemente entre 5 y
25%. En el caso de reactores que operan en la modalidad de lazos,
el intervalo de concentración deseado puede ajustarse por la tasa de
circulación (relación cuantitativa de salida del hidrogenador
recirculada a carga).
El proceso correspondiente a la invención se
realiza en un intervalo de presión de 5 a 100 bares, particularmente
entre 5 y 40 bares, y muy particularmente en el intervalo de 10 a
25 bares. Las temperaturas del hidrogenador están comprendidas
entre 120 y 220ºC, particularmente entre 140 y 190ºC.
El hidrógeno necesario para la hidrogenación se
emplea lo más puro posible con sólo un pequeño exceso, a fin de que
pase solamente una pequeña cantidad de agua a la fase gaseosa y se
descargue con ella. La cantidad de hidrógeno empleada es en cada
reactor 103 hasta 150% de la cantidad consumida por la reacción,
particularmente 103 a 120%. Dicho de otro modo, el hidrógeno
consumido en la hidrogenación se restablece en un exceso de 3 a
50%, preferiblemente en un exceso de 3 a 20%, y de modo
particularmente preferible en un exceso de 5 a 10%.
El producto del hidrogenador se acaba por
destilación. Esto se realiza a presión normal o a presión reducida.
En el caso de alcoholes de punto de ebullición elevado, la
destilación se realiza preferiblemente a presión reducida.
Los ejemplos siguientes esclarecerán
adicionalmente la invención, pero no limitan el alcance de la misma,
que se deduce de las reivindicaciones de patente.
\newpage
(Ejemplo
Comparativo)
Un litro de una salida de reacción de la
hidroformilación de dibuteno catalizada por Co con 1,15% en peso de
agua y 5,16% en peso de compuestos de punto de ebullición elevado se
hidrogenó en fase líquida después de separación del agua (hasta 110
ppm de agua residual) por destilación en laboratorio en un aparato
con recirculación a 180ºC y 25 bares absolutos sobre 100 g de un
catalizador Cu/Cr/Ni soportado por alúmina. La cantidad de gas
residual era 1 lN/h. Los análisis de la carga y el producto se
reproducen en la Tabla 1.
\vskip1.000000\baselineskip
Como se puede deducir de la Tabla 1, los
compuestos de punto de ebullición elevado en el caso de la
hidrogenación de isononanal en ausencia de agua en la carga no se
disocian, sino que se forman.
Ejemplo
2
(De acuerdo con la
invención)
Un litro de una salida de reacción de la
hidroformilación de dibuteno catalizada por Co con 1,5% en peso de
agua residual y 5,35% en peso de compuestos de punto de ebullición
elevado se hidrogenó en fase líquida en un aparato con
recirculación a 180ºC y 25 bares absolutos sobre 100 g de un
catalizador de Cu/Cr/Ni soportado por alúmina. La cantidad de gas
residual era 1 lN/h. Los análisis de la carga y el producto se
reproducen en la Tabla 2, calculados sin agua.
\vskip1.000000\baselineskip
Como se puede deducir de la Tabla 2, en la
hidrogenación de isononanal bruto en presencia de agua en la carga,
los compuestos de punto de ebullición elevado se disocian
parcialmente a productos valiosos y los formiatos se degradan más
rápidamente y de modo prácticamente cuantitativo. Después de la
hidrogenación, la salida líquida del reactor contenía 1,01% en peso
de agua.
Ejemplo
3
(De acuerdo con la
invención)
Un litro de una salida de reacción de la
hidroformilación de dibuteno catalizada por Co con 1,20% en peso de
agua se hidrogenó después de separación sustancial de los compuestos
de punto de ebullición elevado (desde 4,65% en peso a 0,13% en
peso) por destilación en laboratorio en un aparato con recirculación
a 180ºC y 25 bares absolutos sobre 100 g de un catalizador Cu/Cr/Ni
soportado por alúmina en fase líquida. La cantidad de gas residual
era 1 lN/h. Los análisis de la carga y el producto se reproducen en
la Tabla 3.
Como se puede deducir de la Tabla 3, los
formiatos de isononilo en el caso de la hidrogenación de isononanal
en presencia de agua disuelta homogéneamente en la carga se degradan
rápidamente al producto valioso isononanol.
Los contenidos de compuestos de punto de
ebullición elevado aumentan después de un tiempo de ensayo de una
hora hasta un valor constante de aproximadamente 1,46% en peso.
Después de la hidrogenación, la salida del
reactor contenía 0,70% en peso de agua.
Ejemplo
4
(Comparación)
Un litro de una salida de reacción de la
hidroformilación de dibuteno catalizada por Co se hidrogenó después
de separación del agua residual (desde 1% en peso a 150 ppm) y
compuestos de punto de ebullición elevado por destilación en
laboratorio en un aparato con recirculación a 180ºC y 25 bares
absolutos sobre 100 g de un catalizador Cu/Cr/Ni soportado por
alúmina en fase líquida. La cantidad de gas residual era 1 lN/h. Los
análisis de la carga y el producto se reproducen en la Tabla 4.
Como se puede deducir de la Tabla 4, en
comparación con el Ejemplo 3, los formiatos de isononilo en el caso
de la hidrogenación de isononanal en ausencia de agua en la carga se
degradan sólo lentamente para dar el producto valioso isononanol.
Adicionalmente, en ausencia de agua se forman claramente más
compuestos de punto de ebullición elevado.
Claims (13)
1. Proceso para la hidrogenación continua de
mezclas de reacción procedentes de la hidroformilación de olefinas
con 4 a 16 átomos de carbono en fase líquida homogénea sobre
catalizadores en lecho fijo, que contienen al menos un elemento del
octavo grupo secundario del Sistema Periódico de los Elementos,
caracterizado porque,
la fase líquida homogénea de la salida del
reactor contiene todavía entre 0,05 y 10% en peso de agua
y
en el estado estacionario del proceso se
introduce 3 a 50% más de hidrógeno que el consumido por la
hidrogenación.
2. Proceso según la reivindicación 1,
caracterizado porque,
la fase líquida homogénea de salida del reactor
contiene entre 0,5 y 8% en peso de agua.
3. Proceso según la reivindicación 1 y 2,
caracterizado porque,
la fase líquida homogénea de salida del reactor
contiene entre 1 y 5% en peso de agua.
4. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 3,
caracterizado porque,
la hidrogenación se realiza a una presión de 5 a
100 bares, particularmente 5 a 40 bares.
5. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 4,
caracterizado porque,
la hidrogenación se realiza a una temperatura de
120 a 220ºC.
6. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 5,
caracterizado porque,
se emplean catalizadores que contienen dos
metales del grupo cobre, cromo y níquel.
7. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 5,
caracterizado porque,
se emplean catalizadores que contienen cobre,
cromo y níquel.
8. Proceso según la reivindicación 7,
caracterizado porque,
el catalizador de lecho fijo tiene en cada caso
0,3 a 15% en peso de cobre y níquel, 0,05 hasta 3,5% en peso de
cromo y 0 hasta 1,6% en peso de un metal alcalino.
9. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 8,
caracterizado porque,
el catalizador de lecho fijo contiene dióxido de
silicio y/u óxido de aluminio como material soporte.
10. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 9,
caracterizado porque,
la concentración de aldehído a la entrada del
reactor es 1 a 35%.
11. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 10,
caracterizado porque,
la concentración de aldehído a la entrada del
reactor es 5 a 20%.
12. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 11,
caracterizado porque,
se emplean mezclas de hidroformilación,
producidas a partir de olefinas C_{8} o mezclas de olefinas
C_{8}.
13. Proceso según una cualquiera de las
reivindicaciones 1 a 11,
caracterizado porque,
se emplean mezclas de hidroformilación,
producidas a partir de olefinas C_{12} o mezclas de olefinas
C_{12}.
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