ES2280728T3 - Metodo para producir anhidrido de acido ftalico. - Google Patents

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Abstract

Un proceso para preparar anhídrido de ácido ftálico mediante oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos en un reactor de haz de tubos, termostatizado mediante un agente de transferencia de calor por sobre tres o más catalizadores anulares soportados en lechos fijos, ubicados en capas, donde el proceso se lleva a cabo de tal modo que la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador en la dirección de flujo es de 10 hasta 40ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador, la temperatura máxima en la tercera capa desde la entrada de gas es desde 30 hasta 100ºC más baja que en la primera zona de catalizador y la temperatura máxima en la primera zona de catalizador es menor que 470ºC.

Description

Método para producir anhídrido de ácido ftálico.
La presente invención se refiere a un método para la producción de anhídrido de ácido ftálico mediante la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos en un reactor de haz de tubos con un medio de transferencia de calor y termostatizado sobre tres o más de tres catalizadores dispuestos en zonas.
Se conoce que el anhídrido de ácido ftálico se prepara industrialmente mediante oxidación catalítica en fase gaseosa de o-xileno o naftaleno en reactores con haz de tubos. El material de partida es una mezcla de un gas que comprende oxígeno molecular, por ejemplo aire, y el o-xileno y/o el naftaleno a oxidar. La mezcla se pasa a través de una cantidad de tubos ubicados en un reactor (reactor con haz de tubos) y en los cuales se localiza un lecho de al menos un catalizador. Para permitir regular la temperatura, los tubos se rodean de un medio de transferencia de calor, por ejemplo sal fundida. Sin embargo, en el lecho de catalizador pueden ocurrir picos máximos de temperatura local (hot spots o sitios calientes) en los cuales la temperatura es más alta que en el resto del lecho de catalizador. Estos sitios calientes ocasionan reacciones secundarias, tales como la combustión total de los materiales de partida o conducen a la formación de productos secundarios indeseables que no se pueden separar del producto de la reacción o se puede pero con gran dificultad. Además, el catalizador se puede dañar irreversiblemente a partir de una determinada temperatura de sitio caliente.
Las temperaturas de "hot spot" o máximas están usualmente en el rango de temperaturas de 400 hasta 500ºC, particularmente en el rango de temperaturas de 410 hasta 460ºC. Las temperaturas máximas por encima de 500ºC conducen a una fuerte disminución del rendimiento alcanzable de anhídrido de ácido ftálico (AAF) así como del tiempo de operación del catalizador. Por el contrario, las temperaturas máximas demasiado bajas conducen a un contenido demasiado alto de productos de sub-oxidación en el anhídrido de ácido ftálico (particularmente ftalida), como resultado de lo cual se perjudica la calidad del producto. La temperatura máxima depende de la carga de xileno del flujo de aire, de la carga del catalizador con la mezcla de xileno/aire, del estado de envejecimiento del catalizador, de las características de transferencia de calor del reactor de lecho sólido (tubo de reactor, baño de sal) y de la temperatura del baño de sal.
Se han empleado diversas medidas para disminuir la intensidad de esos sitios calientes, y éstas se describen, entre otras, en la DE 25 46 268 A, EP 286 448 A, DE 29 48 163 A, EP 163 231 A, DE 41 09 387 A, WO 98/37967 y DE 198 23 362 A. En particular, tal como se describe en DE 40 13 051 A se utilizan diversos catalizadores activos, dispuestos en capas en el lecho catalizador, ubicando por lo general al catalizador menos activo más cerca de la entrada de gas y ubicando al catalizador más activo más cerca de la salida de gas. El proceso se lleva a cabo usando un baño de sal de dos etapas, con la temperatura de baño de sal de la primera zona de reacción en la dirección de flujo de la mezcla de reacción que se mantiene desde 2 hasta 20ºC más alto que la temperatura de baño de sal de la segunda zona de reacción. El volumen de catalizador de la primera zona de reacción es de 30 hasta 75% en volumen el de la segunda zona de reacción es de 25 hasta 70% en volumen. La temperatura máxima o de los sitios calientes (hot spots) en la primera zona de reacción es más alta que en la segunda zona de reacción. La diferencia entre las temperaturas máximas en los modos de operación descritos en los ejemplos es considerablemente menos de 50ºC.
La DE 28 30 765 A describe un reactor de haz de tubos que también es adecuado para la preparación de anhídrido de ácido ftálico usando un catalizador ubicado en las dos zonas de reacción. La temperatura de reacción en la segunda zona de reacción, o sea la que sigue a la entrada de gas, es mayor que la de primera zona de reacción.
La DE 29 48 163 A describe un método para preparar anhídrido de ácido ftálico con dos catalizadores diferentes dispuestos en capas y el catalizador de la primera capa alcanza desde 30 hasta 70% y el catalizador de la segunda capa alcanza 70 hasta 30% de la longitud total de la capa de catalizador. Esto está destinado a reducir la temperatura de los sitios calientes. Sin embargo, se ha encontrado que el rendimiento de anhídrido de ácido deja que desear, incluso a bajas cargas de o-xileno en la mezcla de gas de partida, como las usadas en esta publicación (máximo 85 g/N m^{3}). Se hace una divulgación similar en DE 30 45 624 A.
DE 198 23 262 describe un método para la producción de anhídrido de ácido ftálico con al menos tres catalizadores revestidos dispuestos en capas superpuestas y la actividad del catalizador aumenta de capa a capa desde el lado de la entrada de gas al lado de salida de gas. En este proceso, la diferencia en la temperatura máxima o de sitio caliente (hot spot) de catalizador a catalizador no excede 10ºC.
EP-A 1 063 222 describe un método para la preparación de anhídrido de ácido ftálico, el cual se lleva a cabo en uno o más reactores de lecho fijo. Los lechos de catalizadores en los reactores comprenden tres o más capas individuales de catalizador ubicadas en serie en el reactor. Después de pasar por la primera capa de catalizador en las condiciones de reacción ya han reaccionado 30 hasta 70% en peso del o-xileno, naftaleno o de la mezcla de ambos. Después de la segunda capa, 70% en peso o más ya han reaccionado.
Sin embargo, los resultados obtenidos según EP-A 1 063 222 aún no son satisfactorios porque el calor de reacción y la conversión de los materiales de partida no se distribuyen uniformemente por el reactor, en particular el lecho de catalizador, como se puede ver a partir del perfil de sitio caliente (hot spot) en la figura 5 en aquella publicación. Así, ocurre un envejecimiento diferente de las capas de catalizador y esto a su vez conduce a una disminución en el rendimiento después de un período prolongado de operación.
Por lo tanto, un objetivo de la presente invención es proporcionar un método para preparar anhídrido de ácido ftálico que proporciona altos rendimientos de anhídrido de ácido ftálico incluso a cargas altas de o-xileno o naftaleno y a altas velocidades espaciales y en las cuales el calor de reacción se distribuye más uniformemente por sobre la longitud del lecho total de catalizador, contribuyendo así a una vida incrementada de catalizador.
Se ha encontrado que este objeto se logra de manera sorprendente si la preparación de anhídrido de ácido ftálico se lleva a cabo sobre tres o más, preferiblemente de tres a cinco, catalizadores de diferente actividad, soportados, anulares, dispuestos en capas y se controla la reacción de tal modo que la temperatura máxima en la segunda capa del catalizador, vista desde la entrada de gas (en dirección del flujo) es alrededor de 10 hasta 40ºC más baja que aquella en la primera capa del catalizador, la temperatura máxima en la tercera capa de catalizador, vista desde la entrada de gas (en dirección del flujo) es alrededor de 30 hasta 100ºC más baja que aquella en la primera capa de catalizador y la temperatura máxima en la primera capa de catalizador es de menos de 470ºC.
El objeto de la presente invención es, por lo tanto, un método para la preparación de anhídrido de ácido ftálico mediante la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos en un reactor de haz de tubo termostático por medio de un agente de transferencia de calor sobre tres o más catalizadores soportados en lecho fijo, anulares, dispuestos en zonas, en el cual el proceso se lleva a cabo de modo que la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador, en dirección del flujo, es de 10 hasta 40ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador, la temperatura máxima en la primera capa de catalizador, contada desde la entrada de gas, es alrededor de 30 hasta 100ºC más baja que aquella de la primera capa de catalizador y la temperatura máxima en la primera capa de catalizador es menor que 470ºC.
Preferentemente, la temperatura máxima en la tercera capa de catalizador, contada desde la entrada de gas (en dirección del flujo de gas) es de 40 hasta 80ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador.
Más adelante, el método se realiza de tal modo que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador es preferiblemente menor que 450ºC.
La diferencia en las temperaturas máximas puede ajustarse de diferentes maneras. Por ejemplo, esta se puede ajustar mediante el aumento de la presión de entrada de la mezcla del gas de salida en alrededor de hasta 10% o mediante la disminución de la cantidad de aire empleado para la oxidación en alrededor de hasta 20%. Aunque preferiblemente el control de la diferencia de temperatura se efectúa mediante la proporción de la longitud del lecho de las tres o más capas de catalizadores o mediante la temperatura del agente de transferencia de calor (en lo sucesivo se hará referencia siempre precisamente a un baño de sal como al agente preferido de transferencia de calor), particularmente si las tres o más capas de catalizador se temperan por medio de ciclos diferentes del baño de sal. La longitud del lecho de la primera capa de catalizador alcanza preferiblemente más del 30%, particularmente más del 40% de la longitud de la totalidad del lecho de catalizador.
Si la temperatura del baño de sal se usa para el control, un incremento en la temperatura máxima conduce a un aumento de la temperatura máxima en la primera capa de catalizador y a una disminución en la segunda y cada una de las siguientes capas de catalizador. En general, basta establecer un aumento mínimo o una disminución mínima, de por ejemplo alrededor de 1, 2 ó 3ºC para ajustar la diferencia deseada de la temperatura máxima. Si se temperan las tres o más capas de catalizador por medio de diferentes ciclos del baño de sal, el ciclo superior del baño de sal, es decir el ciclo que tempera la primera capa de catalizador, se hace funcionar preferiblemente a una temperatura que es de 0,5 hasta 5ºC más alta que la del ciclo inferior del baño de sal. De manera alternativa, la temperatura del baño de sal que tempera la segunda capa de catalizador se reduce en alrededor de hasta 10ºC y la temperatura del baño de sal que tempera la tercera capa de catalizador se disminuye en otros 10ºC.
El tiempo de operación del catalizador es generalmente de 4 a 5 años. La actividad del catalizador disminuye generalmente un poco con el tiempo. Esto puede dar lugar a que la diferencia de las temperaturas máximas entre la primera y la tercera capas de catalizador pueda caer por debajo de un valor mínimo de 30ºC. Después se puede llevar de vuelta a un valor de 30ºC o por encima de éste por medio del aumento descrito arriba en la temperatura del baño de sal. El proceso se lleva a cabo preferiblemente de modo que las diferencias de las temperaturas máximas se mantengan por lo menos durante el primer 50%, en particular al menos el primer 70%, particularmente preferible al menos el primer 90%, del tiempo de operación del catalizador y de manera particularmente ventajosa por, esencialmente, el tiempo completo de operación del catalizador.
La determinación de la temperatura máxima o de la temperatura de "hot spot" se efectúa de manera conocida, por ejemplo mediante la instalación de una pluralidad de termocuplas (o termopares) en el reactor.
Los catalizadores soportados en óxidos son adecuados como catalizadores. Para preparar anhídrido de ácido ftálico por medio de oxidación en fase gaseosa de o-xileno o naftaleno, se usan vehículos o soportes anulares que comprendan un silicato, carburo de silicio, porcelana, óxido de aluminio, óxido de magnesio, dióxido de estaño, rutilo, silicato de aluminio, silicato de magnesio (esteatita), silicato de circonio o silicato de cerio o mezclas de los mismos. Dióxido de titanio es generalmente el componente catalíticamente activo, en particular en forma de su modificación anatasa, junto con pentóxido de vanadio. La composición catalíticamente activa puede comprender además pequeñas cantidades de muchos otros compuestos de óxido que actúan como promotores para influenciar la actividad y selectividad del catalizador, por ejemplo reduciendo o incrementando su actividad. Tales promotores son, por ejemplo, óxidos de metal alcalino, óxido de talio (I), óxido de aluminio, óxido de circonio, óxido de hierro, óxido de níquel, óxido de cobalto, óxido de manganeso, óxido de estaño, óxido de plata, óxido de cobre, óxido de cromo, óxido de molibdeno, óxido de wolframio, óxido de iridio, óxido de tantalio, óxido de niobio, óxido de arsénico, óxido de antimonio, óxido de cerio y pentóxido de fósforo. Los óxidos de metal alcalino actúan por ejemplo como promotores que reducen la actividad e incrementan la selectividad, mientras que los compuestos de óxido de fósforo, en particular el pentóxido de fósforo, aumentan la actividad del catalizador pero reducen su selectividad. Los catalizadores que se pueden usar se describen, por ejemplo, en DE 25 10 994, DE 25 47 624, DE 29 14 683, DE 25 46 267, DE 40 13 051, WO 98/37965 y WO 98/37967. Particularmente eficaces son los catalizadores revestidos o recubiertos, en los que la masa catalíticamente activa se ubica sobre el soporte en forma de cáscara o pellejo de recubrimiento. (ver, por ejemplo, DE 16 42938 A,
DE 17 69 998 A y WO 98/37967).
El catalizador menos activo se ubica en el lecho fijo de modo que el gas de reacción entra en contacto primero con este catalizador y solo después con el catalizador más activo en la segunda capa. A continuación, el gas de reacción entra en contacto con las capas de catalizador aún más activas. Los catalizadores de actividad diferente se pueden termostatizar a la misma temperatura o a diferentes temperaturas. En general, en la primera capa de catalizador, la más cercana a la entrada de gas, se usa un catalizador provisto de óxidos de metal alcalino y un catalizado provisto con una cantidad más pequeña de óxidos de metal alcalino y/o compuestos de fósforo y/u otros promotores en la segunda zona de reacción. En la tercera capa de catalizador se usa un catalizador provisto de pequeñas aún más pequeñas de óxidos de metal alcalino o compuestos de fósforo y/u otros promotores.
Se prefieren particularmente catalizadores de la siguiente composición:
- Para la primera capa:
3 hasta 5% en peso de pentóxido de vanadio
0,1 hasta 1% en peso de un óxido de metal alcalino como, por ejemplo, óxido de cesio, de 94 hasta 96,9% en peso de dióxido de titano.
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- Para la segunda capa:
de 4 hasta 7% en peso de pentóxido de vanadio
de 0 hasta 0,5% en peso de un óxido de metal alcalino como, por ejemplo, óxido de cesio; de 0,05 hasta 0,4% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P) y el resto, hasta el 100% en peso de dióxido de titanio.
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- Para la tercera capa:
de 6 hasta 9% en peso de pentóxido de vanadio
de 0 hasta 0,3% en peso de un óxido de metal alcalino, por ejemplo óxido de cesio
de 0,05 hasta 0,4% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P) eventualmente; de 1 hasta 5% en peso de otro promotor, particularmente Sb_{2}O_{3}; de 85,3 hasta 93,95% en peso de dióxido de titanio.
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En general la reacción se realiza de modo que la mayor parte del o-xileno y/o naftaleno contenidos en el gas de reacción reaccione en la primera zona de reacción.
Para la reacción, los catalizadores se introducen en capas hacia los tubos de un reactor de haz de tubos. El gas de reacción se hace pasar por el lecho de catalizador preparado de esta manera a temperaturas generalmente de 300 hasta 450ºC, preferiblemente de 320 hasta 420ºC y particularmente preferible de 340 hasta 400ºC, y una presión manométrica en general de 0,1 hasta 2,5 bar, preferiblemente 0,3 hasta 1,5 bar y con una velocidad espacial de en general 750 hasta 5000 h^{-1}, preferentemente 2000 hasta 5000 h^{-1}. El gas de reacción (mezcla de gas de salida) alimentado al catalizador se produce generalmente mezclando un gas que comprende oxígeno molecular y puede comprender además, adicionalmente al oxígeno, moderadores apropiados de reacción y/o diluyentes tales como vapor, dióxido de carbono y/o nitrógeno con el o-xileno o naftaleno a oxidarse. El gas de reacción generalmente contiene de 1 hasta 100% molar, preferiblemente de 2 hasta 50% molar y particularmente preferible de 10 hasta 30% molar de oxígeno. En general, el gas de reacción se carga con, desde 5 hasta 140 g/Nm^{3}, preferiblemente de 60 hasta 120 g/Nm^{3} y particularmente de 80 hasta 120 g/Nm^{3} de gas de o-xileno y/o naftaleno.
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Si se desea, para la preparación de anhídrido de ácido ftálico se puede proporcionar además un reactor de acabado (finishing) conectado después, tal como se describe en DE 198 07 018 o DE 20 05 969 A. El catalizador usado en este caso es preferiblemente un catalizador que es incluso más activo que el catalizador de la tercera capa. En particular este catalizador tiene la siguiente composición:
de 6 hasta 9% en peso de pentóxido de vanadio
de 1 hasta 5% en peso de un promotor de aumento de actividad, en particular Sb_{2}O_{3}
de 0,1 hasta 0,5% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P)
de 85,5 hasta 92,9% en peso de dióxido de titanio.
El método de la invención tiene la ventaja de que el anhídrido de ácido ftálico se puede preparar con un alto rendimiento y con bajas concentraciones de productos secundarios, en particular de ftalida, incluso con altas cargas de o-xileno y/o naftaleno y a altas velocidades espaciales. En condiciones de proceso de la presente invención, la concentración de ftalida no es mayor de 0,1% en peso, con respecto a PA. Las ventajas del proceso de la presente invención son particularmente evidentes cuando la actividad del sistema catalizador usado disminuye como resultado del envejecimiento. Incluso después de un tiempo de largo de corrida sólo hay un aumento insignificante en la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador.
El método de control de temperatura según la temperatura se puede usar en la preparación de otros productos de otros productos mediante oxidación catalítico en fase gaseosa, por ejemplo ácido acrílico (a partir de propeno), anhídrido maléico (a partir de benceno, butano o butadieno), anhídrido de ácido piromelítico (a partir de dureno), ácido benzoico (a partir de tolueno), ácido isoftálico (a partir m-xileno), ácido tereftálico (a partir de p-xileno), acroleína (a partir de propeno), ácido metacrílico (a partir de isobuteno), naftoquinona (a partir de naftaleno), antraquinona (a partir de antraceno), acrilonitrilo (a partir de propeno) y metacrilonitrilo (a partir de isobuteno).
Los siguientes ejemplos ilustran la invención sin restringir su alcance.
Ejemplos 1) Preparación de los catalizadores I - IV
Catalizador I
50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) que tienen un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un grosor de pared de 1,5 mm se calentaron en un tambor para revestimiento a 160ºC y se aspergieron con una suspensión de 28,6 kg de anatasa que tenían una superficie BET de 20 m^{2}/g, 2,19 kg de oxalato de vanadio, 0,176 kg de sulfato de cesio, 44,1 kg de agua y 9,14 kg de formamida, hasta que el peso de la capa aplicada fue de 10,5% del peso total del catalizador preparado (después de la calcinación a 450ºC).
La composición catalíticamente activa aplicada de esta manera, es decir, el revestimiento o cáscara de catalizador, comprendía 4,0% en peso de vanadio (calculada como V_{2}O_{5}), 0,4% en peso de cesio (calculado como Cs) y 95,6% en peso de dióxido de titanio.
Catalizador II
El procedimiento para la preparación del catalizador I se repitió usando 0,155 kg de sulfato de cesio, lo que condujo a un contenido de cesio de o, 35% en peso de cesio (calculado como Cs).
Catalizador III
50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) con un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un grosor de pared de 1,5 mm se calentaron a 160ºC en un tambor para revestimiento y se aspergieron con una suspensión que comprendía 28,6 kg de anatasa con una superficie BET de 20 m^{2}/g, 4,11 kg de oxalato de vanadilo, 1,03 kg de trióxido de antimonio, 0,179 kg de dihidrofosfato de amonio, 0,045 kg de sulfato de cesio, 44,1 kg de agua y 9,14 kg de formamida, hasta que el peso de la capa aplicada fue de 10,5% del peso total del catalizador preparado (después de calcinación a 450ºC).
La composición catalíticamente activa aplicada de esta manera, es decir la cáscara de catalizador, consistió de 0,15% en peso (calculado como P), 7,5% en peso de vanadio (calculado como V_{2}O_{5}), 3,2% en peso de antimonio (calculado como Sb_{2}O_{3}), 0,1% en peso de cesio (calculado como Cs) y 89,05% en peso de dióxido de titanio.
Catalizador IV
50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) con un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un grosor de pared de 1,5 mm se calentaron a 160ºC en un tambor para revestimiento y se aspergieron con una suspensión de 28,6 kg de anatasa con una superficie BET de 11 m^{2}/g, 3,84 kg de oxalato de vanadilo, 0,80 kg de trióxido de antimonio, 0,239 kg de dihidrofosfato de amonio, 44,1 kg de agua y 9,14 kg de formamida, hasta que el peso de la capa aplicada alcanzó el 12,5% del peso total del catalizador preparado (después de la calcinación a 450ºC).
La composición catalíticamente activa aplicada de esta manera, es decir el revestimiento o cáscara del catalizador, comprendió 0,2% en peso de fósforo (calculado como P), 7,0% en peso de vanadio (calculado como V_{2}O_{5}), 2,5% en peso de antimonio (calculado como Sb_{2}O_{3}) y 90,3% en peso de dióxido de titanio.
2) Oxidación de o-xileno 2a) Preparación de AAF según la invención y comparación (Ajuste de las diferencias de las temperaturas máximas por medio de la variación de las longitudes de los lechos)
De abajo hacia arriba en un reactor de tubo de 10 L (99 tubos normales y 2 tubos con termopares) se cargó respectivamente con el catalizador III (comparación: 1,30 m; según la invención: 0,70 m), el catalizador II (según la invención: 0,80 m) y a continuación el catalizador I (1,70 m (comparación); según la invención 1,50 m) en cada uno de los tubos de hierro de 3,60 m de largo que tienen un ancho de luz (diámetro) de 25 mm (tubos con termopares de 29 mm con un cartucho de termopar de 10 mm de diámetro y 30 termoelementos instalados (cada 10 cm)). Mediante nivelación de presión se procuró que en cada entrada de tubo la presión de entrada fuera la misma. Eventualmente, se adicionó o se extrajo un poco de catalizador de los 99 tubos normales; en el caso de los tubos con termopares, se logró nivelación de presión mediante adición de material inerte en forma de esferas de esteatita o de cuarzo. Para regular la temperatura, los tubos de hierro se rodearon de una fundición de sal que estaba ubicada en dos baños separados de sal. El baño inferior de sal rodeó los tubos desde los pisos inferiores de los tubos hasta una altura de 1,30 m, y el baño superior de sal rodeó los tubos desde la altura de 1,30 m hasta la placa de arriba del tubo. A través de los tubos se alimentaban cada hora, de arriba hacia abajo, 4,0 Nm^{3} de aire por tubo con cargas de 100 g/Nm^{3} de aire con o-xileno al 98,5% en peso (después de un tiempo de corrida de alrededor de dos meses). Después de abandonar el reactor principal, el flujo de gas de producto crudo se enfrió hasta 280 hasta 290ºC y se pasó a través de un reactor de acabado adiabático (diámetro interno: 0,45 m, altura 0,99 m) cargado con 100 kg de catalizador IV.
Los datos listados en la siguiente tabla se obtuvieron en el experimento (día de corrida = día de operación desde el primer inicio (start-up) del catalizador; TBS superior = temperatura del baño de sal más cercano a la entrada del reactor; TBS inferior = temperatura del baño de sal más cercano a la salida del reactor; T_{max} superior = temperatura máxima del catalizador más cercano a la entrada del reactor; T_{max} inferior = temperatura máxima del catalizador más cercano a la salida del reactor; contenido de FTD o de xileno = contenido de ftalida o xileno del gas producto crudo después del reactor de acabado con respecto al anhídrido de ácido ftálico; rendimiento de AAF = rendimiento de AAF en% en peso con respecto al xileno al 100% a partir del análisis del gas de producto crudo después del reactor de acabado:
1
2b) Preparación de AAF no según la invención (variación de temperatura y estructuración de temperatura)
En el numeral 2a) en calidad de experimento de comparación de la combinación de catalizadores para operación se ajustó una diferencia de temperatura de > 40ºC después de 250 días de tiempo de corrida por medio de una estructuración de temperatura (TBS inferior disminuida o TBS superior aumentada) o bien una variación de temperatura (TBS inferior y superior aumentadas). Todas las otras condiciones experimentales frente al ensayo 2a) no se modificaron.
En tal caso se obtuvieron los datos listados en la siguiente tabla (día de corrida = día de operación desde el primer inicio del catalizador; TBS superior = temperatura del baño de sal situado más cercano a la entrada del reactor; TBS inferior = temperatura del baño de sal más cercano a la salida del reactor; T_{max} superior = temperatura máxima del catalizador situado más cercano a la entrada del reactor; T_{max} inferior = temperatura máxima del catalizador situado más cercano a la salida del reactor; contenido de FTD o de xileno = contenido de ftalida o de xileno del gas de producto crudo después del reactor de acabado con respecto al anhídrido de ácido ftálico; rendimiento de AAF = rendimiento de AAF en % en peso con respecto al xileno al 100% a partir del análisis del gas de producto crudo después del reactor de acabado.
2
Los resultados indicados en el numeral 2a) muestran que el rendimiento de AAF se correlaciona con la diferencia de la temperatura máxima, lo que significa que AAF se obtiene en condiciones de operación prácticamente relevantes con alto rendimiento si las diferencias de temperatura entre la primera y la segunda capas de catalizador se encuentran entre 10 y 40ºC y entre la primera y la tercera capa de catalizador entre 30 y 100ºC.
Los resultados indicados en el numeral 2b) muestran que en el caso de una diferencia más baja de la temperatura máxima basta elevar simultáneamente y muy poco la temperatura de baño de sal superior e inferior; o, manteniendo constante la temperatura del baño de sal superior, disminuir la temperatura del baño de sal inferior para aumentar la diferencia de las temperaturas máximas en un lecho estructurado dos veces.

Claims (10)

1. Un proceso para preparar anhídrido de ácido ftálico mediante oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos en un reactor de haz de tubos, termostatizado mediante un agente de transferencia de calor por sobre tres o más catalizadores anulares soportados en lechos fijos, ubicados en capas, donde el proceso se lleva a cabo de tal modo que la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador en la dirección de flujo es de 10 hasta 40ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador, la temperatura máxima en la tercera capa desde la entrada de gas es desde 30 hasta 100ºC más baja que en la primera zona de catalizador y la temperatura máxima en la primera zona de catalizador es menor que 470ºC.
2. El proceso según la reivindicación 1, caracterizado porque la temperatura máxima en la tercera capa de catalizador es desde 40 hasta 80ºC más baja que en la primera capa de catalizador.
3. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la diferencia de temperatura entre la temperatura máxima en la primera capa de catalizador y la temperatura máxima en la segunda y la tercera capas de catalizador se controla por medio de la proporción de longitud de lecho de las capas de catalizador.
4. El proceso según la reivindicación 3, caracterizado porque la longitud del lecho de la primera capa de catalizador es más de 30% de la longitud del lecho completo de catalizador.
5. El proceso según la reivindicación 3, caracterizado porque la longitud del lecho de la primera capa de catalizador es más del 40% de la longitud del lecho completo de catalizador.
6. El proceso según la reivindicación 1, caracterizado porque la diferencia de temperatura entre la temperatura máxima en la primera capa de catalizador y la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador se controla por medio de la temperatura del agente de transferencia de calor.
7. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la temperatura máxima en la primera capa de catalizador es menor que 450ºC.
8. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque se usa una fase de gas que tiene una carga desde 80 hasta 140 g de o-xileno y/o naftaleno por Nm^{3} de fase gaseosa.
9. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la temperatura del agente de transferencia de calor es \leq 360ºC.
10. El proceso según cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la velocidad espacial de la mezcla de gas es \geq 2000 h^{-1}.
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