ES2301466T3 - Procedimiento para la realizacion catalitica de condensaciones aldolicas mediante una reaccion de varias fases. - Google Patents
Procedimiento para la realizacion catalitica de condensaciones aldolicas mediante una reaccion de varias fases. Download PDFInfo
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Abstract
Procedimiento para la condensación aldólica catalítica de aldehídos por una reacción de varias fases en un reactor tubular, caracterizado porque el catalizador está contenido en la fase continua y, al menos un aldehído, en una fase dispersa, y el factor de carga B del reactor tubular es igual o mayor de 0,8.
Description
Procedimiento para la realización catalítica de
condensaciones aldólicas mediante una reacción de varias fases.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para la realización de reacciones de varias fases en
un reactor tubular, especialmente para la preparación de aldehídos
\alpha,\beta-insaturados por condensación
aldólica de aldehídos.
Los aldehídos insaturados, por su reactividad,
son eductos para la preparación de un gran número de compuestos
orgánicos. De su hidrogenación selectiva resultan los
correspondientes aldehídos saturados, los cuales son igualmente la
base de muchas síntesis. La oxidación de los aldehídos conduce a
ácidos carboxílicos, los cuales se utilizan técnicamente. La
hidrogenación de los aldehídos conduce a alcoholes saturados, los
cuales se utilizan para la preparación de suavizantes y
detergentes.
La reacción aldólica de aldehído
n-butírico bajo la simultánea separación de agua
para dar 2-etilhexenal se ejecuta en gran medida en
todo el mundo, puesto que el producto de la hidrogenación,
2-etilhexanol, se emplea ampliamente como alcohol
suavizante. Como catalizador sirve habitualmente una base disuelta
en agua. Es típica la utilización de lejía de sodio acuosa con un
contenido de NaOH en intervalos porcentuales. La reacción se lleva
a cabo frecuentemente en un intervalo de temperaturas de
80-150ºC, una presión inferior a 5 bar y una
relación de fases entre fase orgánica y fase de catalizador de 1:20
(Hydrocarbon Processing, octubre 1980, sección 2, páginas
93-102). Esta reacción se puede llevar a cabo, por
ejemplo en una caldera con agitación (documentos DE 19 06 850, DE
927 626), en una columna compactada que funciona en contracorriente
(G. Dümbgen, D. Neubauer, Chemie-Ing.-Techn., 41,
974 (1969)) o en un tubo de flujo (documento GB 761 203).
Todos estos procedimientos proporcionan con rendimientos del 98,5%
2-etilhexenal, con una selectividad de hasta 98%.
En este caso, es una desventaja que a temperaturas relativamente
altas se pierde irreversiblemente una parte del aldehído
n-butírico empleado por reacción de Cannizzaro. El
ácido butírico formado en la reacción de Cannizzaro neutraliza el
catalizador de carácter básico. Por lo tanto, una parte de la
solución de catalizador con una elevada carga de material orgánico
ha de ser evacuada continuamente y ser reemplazada por nuevo
catalizador.
Análogamente se puede hacer reaccionar aldehído
valérico para dar 2-propil-heptenal.
La condensación aldólica de aldehídos-C_{5} se
puede llevar a cabo en reactores con agitación, los cuales estén
equipados en su interior con intercambiadores de calor para la
extracción de calor. Esta forma de conducir la reacción se
describe, por ejemplo, en el documento WO 93/20034 y en virtud de
las piezas en movimiento es delicado mecánicamente y de
construcción y mantenimiento complejos debido a los
intercambiadores de calor montados en el reactor.
En el caso de aldehídos con más de 6 átomos de
carbono la velocidad de reacción es aún más baja debido a la escasa
solubilidad de los aldehídos en la fase acuosa de catalizador, y
con ello, frecuentemente ya no son rentables. Igualmente difícil de
llevar a cabo es la condensación aldólica en el caso de utilizar
aldehídos ramificados tales como, por ejemplo,
3-metilbutanal.
La condensación de aldehídos se puede llevar a
cabo también en fase homogénea, por ejemplo con aminas como
catalizador. Estos procedimientos presentan las desventajas de que
se producen más productos secundarios y que el catalizador ha de
ser separado de la mezcla de producto. Por ello, las condensaciones
aldólicas técnicas se llevan a cabo preferentemente como reacciones
de varias fases, especialmente como reacciones de dos fases.
Por reacciones de dos fases se entienden en lo
sucesivo reacciones que transcurren con participación de dos fases
fluidas, no miscibles o tan sólo parcialmente miscibles. En el caso
de la condensación aldólica de aldehídos se presentan dos fases
líquidas, que no son miscibles o que presentan una zona de
desmezcle. Al comienzo de la reacción las dos fases se componen de
educto y solución de catalizador y, una vez efectuada la reacción,
de fase de producto y fase de catalizador.
En cada reacción de dos fases hay que superar el
problema de la transferencia de sustancias. Los eductos tienen que
ser transportados a la fase de catalizador y los productos, en
parte, nuevamente de regreso. Puesto que los procesos de transporte
frecuentemente son más lentos que la propia reacción, este tipo de
reacciones se determinan por la velocidad de transmisión de
sustancias, se habla de una reacción inhibida por el
transporte.
Para conseguir en una reacción de varias fases
rendimientos espacio-tiempo técnicamente aceptables,
especialmente en aquellas en las que las fases apenas son solubles
entre sí, las sustancias han de ser puestas en contacto lo más
íntimamente posible entre sí. Se tiene que crear una superficie de
transferencia de sustancia a_{s} entre las fases, lo mayor
posible. Por otro lado, una vez realizada la reacción las fases
tienen que ser separadas de nuevo fácilmente. Un entremezclado
demasiado intenso puede conducir aquí a problemas, puesto que se
pueden formar emulsiones.
Junto a una elevada superficie de transferencia
de sustancias a_{s}, en todas las reacciones de varias fases se
debería alcanzar un coeficiente de transferencia de sustancia
k_{i} lo más alto posible. En total, el denominado valor KLA, es
decir el producto de k_{i} y a_{s} debería ser máximo en la
ecuación de transferencia de sustancias
j =
k_{l}a_{s}(C* -
C)
con
- j
- [mol/s] el flujo en moles de los componentes en reacción que pasa a través de la superficie límite de las fases, (por ejemplo entrada de aldehído en la fase de catalizador),
- k_{l}
- [m/s] coeficiente de transferencia de sustancia,
- a_{s}
- [m^{2}] superficie límite de fases en el reactor, (por ejemplo entrada de aldehído en la fase de catalizador),
- C*
- [mol/m^{3}] solubilidad máxima del educto en la segunda fase, y
- C
- [mol/m^{3}] concentración real del educto, que de nuevo está asociada con la velocidad de reacción.
Un problema más en el caso de reacciones de
varias fases es la extracción de calor en las reacciones
exotérmicas. Si se consigue aumentar la velocidad de reacción
mejorando la transferencia de sustancias, es natural que haya que
extraer más calor, lo cual puede llevar desde un aumento no deseado
de la temperatura hasta que la reacción se dispare.
Por ello, una condensación aldólica de dos fases
se lleva a cabo frecuentemente en una caldera con agitación. En
este caso, hay que aceptar la continua mezcladura de retorno, por
la que disminuye la concentración efectiva de los reactivos. Esto
conduce a una disminución del rendimiento
espacio-tiempo, lo que nuevamente debe ser saldada
por un aumento del recinto de reacción.
Alternativamente, la reacción de dos fases
también se podría llevar a cabo en un tubo de flujo. Sin embargo,
aquí existe el riesgo de que las fases se desmezclen y la velocidad
de reacción disminuya demasiado. Además, hay que tener en cuenta la
problemática de la extracción de calor, ya comentado.
Por consiguiente, es misión de la presenta
invención poner a disposición un procedimiento para llevar a cabo
reacciones de varias fases que sea particularmente adecuado para
las condensaciones aldólicas.
El nuevo procedimiento debería cumplir
técnicamente los siguientes requisitos de un procedimiento de
varias fases:
- \bullet
- Creación de una elevada y estable transición de sustancia entre las fases participantes
- \bullet
- Fácilmente ejecutable, a ser posible con los aparatos técnicos habituales
- \bullet
- Extracción del calor sencilla y segura
- \bullet
- Elevada seguridad de funcionamiento
- \bullet
- Transferencia de escalas sencilla y segura
En lo referente a la preparación de aldehídos
\alpha,\beta-insaturados a llevar a cabo por
condensación aldólica, se añaden especialmente:
- \bullet
- Elevada selectividad, evitando especialmente productos secundarios de elevado punto de ebullición,
- \bullet
- Represión de la reacción de Cannizzaro, es decir ninguna o sólo escasa evacuación de catalizador
- \bullet
- Elevado rendimiento espacio-tiempo, reactores pequeños
- \bullet
- Elevada pureza del producto
Objeto de la presente invención es, por lo tanto
un procedimiento para la condensación aldólica, catalítica, de de
aldehídos por reacciones de varias fases en un reactor tubular, en
el cual el catalizador está contenido en la fase continua y al
menos un aldehído, en una fase dispersa, y el factor de carga B del
reactor es igual o mayor de 0,8.
Con el procedimiento conforme a la invención se
encontró un procedimiento sorprendentemente sencillo para llevar a
cabo reacciones de dos fases, el cual se puede llevar a cabo en un
reactor tubular -eventualmente repleto con cuerpos de relleno o
piezas insertadas- y que es adecuado para la condensación aldólica
de aldehídos para dar aldehídos insaturados bajo rendimientos
espacio-tiempo y selectividades elevados.
En el procedimiento conforme a la invención la
condensación aldólica de un aldehído se puede llevar a cabo consigo
mismo, es decir que sólo se emplea un aldehído. También se puede
emplear una mezcla de varios aldehídos, los cuales también se
pueden presentar en diferentes fases de la reacción de varias
fases.
Si se emplea una mezcla de vario aldehídos,
entonces estos aldehídos pueden presentar un número de átomos de
carbono igual o diferente.
En cualquier caso, en la fase dispersa tiene que
estar presente al menos un aldehído a reaccionar. Con el
procedimiento para la condensación aldólica conforme a la invención
se pueden hacer reaccionar aldehídos con 1 a 15 átomos de carbono,
preferentemente 4 a 15 y, de modo particularmente preferido, 4 a 6
átomos de carbono, para dar los correspondientes aldehídos
insaturados.
El reactor tubular empleado en el procedimiento
conforme a la invención puede contener cuerpos de relleno o piezas
insertadas. Los cuerpos de relleno en el sentido de la presente
invención son por ejemplo: anillos Rasching, apoyos, anillos de
choque, platillos, anillos de malla, tejidos de malla. Ejemplos de
piezas insertadas son placas de filtro, rompedores de flujo, fondos
de columnas, chapas perforadas u otros dispositivos de mezcladura.
Pero como piezas insertadas en el sentido de la presente invención
se pueden emplear también varios tubos estrechos, conectados en
paralelo por lo que resulta un reactor multitubular.
Particularmente preferidas son las empaquetaduras estructuradas
para mezcladura o empaquetaduras Demister.
En el procedimiento conforme a la invención
tiene una importancia decisiva mantener o, respectivamente,
sobrepasar una mínima carga por sección o respectivamente factor de
carga B del reactor tubular. En el caso de un funcionamiento en
sentido ascendente del reactor (dirección del flujo de abajo arriba)
se debería sobrepasar el punto de inundación. Por lo tanto, el
reactor se hace funcionar por encima del punto en el cual
habitualmente se hacen funcionar las columnas de burbujas. En el
caso de un funcionamiento en sentido descendente (dirección del
flujo de arriba abajo) hay que ajustar la carga por sección de tal
modo que el reactor esté totalmente inundado. Por consiguiente se
trabaja por encima del punto en el que aún se puede hablar de una
fase de riego (trickle bed).
Para ajustar con más precisión la carga mínima
que debe mantener el reactor, se calcula el factor de carga B del
reactor tubular como una pérdida de presión adimensional con
B =
PD/PS
en donde PD [Pa/m] significa una
pérdida de presión a lo largo del reactor bajo las condiciones de
trabajo, referida a la longitud y PS [Pa/m] una magnitud de
cálculo con las dimensiones de una presión referida a la longitud,
definida como la relación del caudal másico M [kg/s] de todos los
componentes en el reactor, a caudal volumétrico V [m^{3}/s] de
todos los componentes bajo las condiciones de reacción,
multiplicado por g = 9,81 m/s^{2}, es decir PS =
(M/V)*g.
Evidentemente, PS sería la presión estática por
metro de una mezcla de varias fases en un tubo dispuesto de forma
vertical, si todas las fases fluyesen con igual velocidad. PS es
una magnitud puramente de cálculo que resulta de los flujos
cuantitativos aportados al reactor y que se puede indicar
independientemente de la dirección de flujo del reactor, de la
velocidad de flujo de todas las fases o del estado de flujo del
reactor.
La pérdida de presión PD [Pa/m] se utiliza como
magnitud de cálculo para fijar las condiciones del proceso y se
puede calcular según los métodos convencionales para flujos de una
fase o varias fases. Procedimientos convencionales para el cálculo
de la pérdida de presión PD en tubos, piezas insertadas o vertidos
de cuerpos de relleno etc., se pueden consultar, por ejemplo, en
VDI-Wärmeatlas 7ª edición aumentada,
editorial-VDI GmbH, Düsseldorf 1994 secciones La1 a
Lgb7, así como en el manual estándar Heinz Brauer, Grundlagen der
Einphasen- und Mehrphasenstrómungen, editorial Sauerlánder, Aarau y
Frankfurt am Main, 1971.
La pérdida de presión PD en el caso del flujo de
una fase a través de un tubo vacío viene dada por
PD =
Cw*\rho/2*w^{2}/D
con
- Cw
- [-] coeficiente de resistencia del tubo por el que circula el flujo
- D
- [m] diámetro del tubo, y
- \rho
- [kg/m^{3}] densidad del medio que fluye bajo condiciones de funcionamiento,
- w
- [m/s] velocidad de flujo (caudal volumétrico/superficie de la sección),
En el caso de una flujo a través de cuerpos de
relleno, vertidos o piezas insertadas, la velocidad w debe ser
reemplazada por la velocidad efectiva (w/\psi), así como el
diámetro del tubo D, por el diámetro hidráulico del canal d_{H}
de los cuerpos de relleno o de las piezas insertadas, de manera que
vale:
PD =
Cw*\rho/2*(w/\psi)^{2}*1/d_{H}
con
- d_{H}
- [m] diámetro hidráulico del canal
- \psi
- [-] proporción de tubo vacío
- Cw
- [-] coeficiente de resistencia del aparato con relleno, por el que circula el flujo.
Los datos específicos d_{H} y \psi de los
cuerpos de relleno forman parte frecuentemente de las
especificaciones del suministrador de los cuerpos de relleno. En el
VDI-Wärmeatlas, antes mencionado, se indican datos
para una serie de cuerpos de relleno.
La proporción de tubo vacío \psi se puede
determinar también experimentalmente midiendo el volumen en litros
del reactor antes y después del rellenado con los cuerpos de
relleno. Por otra parte, el diámetro del canal hidráulico se puede
calcular, si no se conoce, a partir de la superficie específica F
[m^{2}/m^{3}] de los cuerpos de relleno o de las piezas
insertadas (por lo general, es conocido o determinable
experimentalmente) según la sencilla relación
d_{H} = 4
\psi/F
El coeficiente de resistencia de tubos, piezas
insertadas y cuerpos de relleno se describe por lo regular en
función del número de Reynolds Re, el cual proporciona información
sobre el estado del flujo bajo las condiciones elegidas. En el caso
de cuerpos de relleno, piezas insertadas, etc. se puede aplicar
casi siempre la siguiente relación:
Cw =
K_{1}/Re^{n} +
K_{2}/Re^{m}
en donde con frecuencia se utiliza
n = 1, m = 0 (premisa según S. Ergun, Chem. Engng. Progr. 48,
(1948), 89), o n = 1, m = 0,1 (premisa según Brauer et al.).
K_{1}, K_{2} son constantes específicas de los cuerpos de
relleno, conocidas por los datos del suministrador o de la
bibliografía (en el VDI-Wärmeatlas y en Brauer et
al. se pueden encontrar ejemplos). Pero también se pueden
determinar experimentalmente, haciendo funcionar el reactor tubular
con cuerpos de relleno con un líquido y bajo diferentes
velocidades, y calcularlas en función de Re a partir de los datos
conocidos y de la medida de la pérdida de presión
Cw.
Finalmente, el número de Reynolds Re
adimensional se define como Re = w*(\rho/\eta)*D para tubos
vacíos o, respectivamente Re = (w/\psi) * (\rho/\eta)*d_{H}
para tubos con piezas insertadas o cuerpos de relleno. \eta
[Pa*s] designa en cada caso la viscosidad y \rho [kg/m^{3}] la
densidad del medio que fluye.
La pérdida de presión en el caso de flujos de
dos fases (aquí líquido-líquido para
aldehído/solución de catalizador) aumenta de forma más rápida que
proporcionalmente. Generalmente, la pérdida de presión del flujo de
dos fases P_{1112} se refiere según
Lockhart-Martinelli (en Brauer et al.) a la
pérdida de presión de una de las dos fases referida, por ejemplo, a
la pérdida de presión de la fase líquida de catalizador P_{11}
que fluye pura, y en referencia a la relación de la pérdida de
presión de la otra fase P_{12} considerada como que fluye
sola.
Para el cálculo de pérdidas de presión en flujos
de dos fases se emplean frecuentemente presiones adimensionales
según \Phi^{2} = P_{1112}/P_{11} y X^{2} =
P_{11}/P_{12}. La otra relación \Phi^{2} =
función(X^{2}) se ha examinado numerosas veces. Se
encuentran ejemplos en las siguientes citas bibliográficas:
Y. Sato, T. Hirose, F.
Takahashi, M. Toda: "Pressure Loss and Liquid Hold
Up in Packed Bed Reactor with Cocurrent Gas-Liquid
Down Flow"; J. Chem. Eng. Of Japan, vol 6 (nº 2),
1973, 147-152;
D. Sweeney: "A Correlation for Pressure
Drop in Two-Phase Concurrent Flow in Packed
Beds"; AIChE-Journal, Vol.13,
7/1967, 663-669;
V. W. Weekman, J. E. Myers:
"Fluid-Flow Characteristics of Concurrent
Gas-Liquid Flow in Packed Beds";
AIChE-Journal, Vol. 10 (nº 6),
11/1964, 951-957;
R. P. Larkins, R. P. White, D. W.
Jeffrey: "Two-Phase Concurrent Flow in
Packed Beds"; AIChE-Journal, Vol. 7 (1º
2), 6/1961, 231-239 o
N. Midoux, M. Favier, J.-C.
Charpentier: "Flow Pattern, Pressure Loss and Liquid
Holdup Data in Gas-Liquid Down-Flow
Packed Beds with Foaming and Nonfoaming Liquids"; J. Chem.
Eng. of Japan, Vol. 9 (nº 5), 1976,
350-356.
Con frecuencia se emplea para el cálculo la
relación propuesta por Midoux. Vale por ejemplo
\Phi^{2} =
1 + 1/X + 1,14
X^{0,54}
Esta relación mencionada por
Lockart-Martinelli se representa gráficamente en
muchos artículos, trabajos detallados sobre ella se encuentran en
muchos libros de estudio sobre técnica de procedimientos, y en
publicaciones, así como también en Brauer et al.
La pérdida de presión del flujo de dos fases
P_{1112} resulta de la pérdida de presión determinada
experimentalmente, o estimada tal como se indicó anteriormente, de
la fase líquida P_{11} que fluye pura, luego con
P_{1112} = \Phi^{2} *
P_{11}
En general, para una longitud del reactor L [m],
vale
PD =
P_{1112}/L
La pérdida de presión de un flujo de varias
fases se puede determinar, por lo tanto, mediante los medios
habituales de la técnica de procedimientos químicos. Lo mismo sirve
para la pérdida de presión adimensional B anteriormente definida,
es decir para el factor de carga del reactor de varias fases.
La magnitud del factor de carga adimensional B
representa una necesaria condición de base del procedimiento
conforme a la invención; B debería ser mayor o igual a 0,8,
preferentemente mayor o igual a 0,9 o, de modo particularmente
preferido, mayor o igual a 1.
En el intervalo de B mayor o igual a 0,8
comienza a inundarse un reactor que funciona de arriba abajo. Se
debe advertir expresamente, que manteniendo estas condiciones
también se consiguen las ventajas del procedimiento conforme a la
invención cuando el reactor funciona de abajo arriba o en otra
dirección.
Cargas por sección más elevadas del reactor (B
>> 1), reconocibles en el aumento de la diferencia de
presión a lo largo del reactor, son posibles en cualquier momento e
incluso deseadas, siempre que rendimientos crecientes
espacio-tiempo justifiquen en igual medida el
creciente consumo de energía. Por lo tanto, un límite superior
viene dado sólo por consideraciones prácticas, tales como consumo
de energía o dificultades en la separación de las fases una vez
realizada la reacción.
Por lo tanto, es evidente que, junto a los
caudales volumétricos de las fases individuales o,
respectivamente, de las velocidades del tubo vacío w =
V/(\piD^{2}/4) derivadas de ello, juegan un importante papel
las dimensiones del aparato reactor (longitud L, diámetro D), así
como en especial los datos de los cuerpos de relleno utilizados
(diámetro hidráulico d_{H}, proporción de tubo vacío \psi). El
procedimiento se puede adaptar fácilmente a las más variadas
exigencias con ayuda de estos parámetros, solamente es importante
mantener la exigencia B >= 0,8, preferentemente B >= 0,9 y,
de modo particularmente preferido, B >= 1.
En el caso de una reacción lenta, el diámetro
hidráulico de los cuerpos de relleno se elegirá, por ejemplo,
pequeño o su superficie específica, respectivamente, alta, de modo
que las condiciones exigidas para B se consigan ya con pequeñas
velocidades de flujo. De esta manera se obtienen suficientes
tiempos de permanencia a lo largo de un reactor dimensionado
técnicamente de forma razonable. En el caso de reacciones muy
rápidas se recomienda un modo de proceder invertido.
Otro criterio en la forma de llevar a cabo el
procedimiento conforme a la invención es la relación del flujo
másico de la fase líquida M_{1} que contiene el catalizador, al
flujo másico de la o las fases dispersas M_{2}. En el caso
conforme a la invención para llevar a cabo condensaciones
aldólicas, el flujo másico de la fase de catalizador M_{1} es
mayor que el flujo másico M_{2} de la o las fases dispersas. En
el procedimiento conforme a la invención, la relación másica
M_{1}/M_{2} de la fase continua (M_{1}) a la o las fases
dispersas (M_{2}) puede ser mayor que 2, preferentemente vale
M_{1}/M_{2} > 10. Relaciones de flujo con M_{1}/M_{2}
> 100 son totalmente posibles y frecuentemente incluso
ventajosas. Bajo la condición M_{1}/M_{2} > 2 la fase de
catalizador es la fase continua, mientras que la o las fases
dispersas se dividen en finas gotas.
El procedimiento conforme a la invención se
ejecuta ventajosamente de tal modo que al menos una fase, que
contiene un aldehído, se dispersa por la energía introducida en el
reactor por la fase continua.
El tamaño de las gotas obtenidas se puede
estimar con habituales medios de ingeniería técnica. Para ello son
adecuadas las premisas con índices adimensionales tales como
d_{s}/d_{H} = k*Re_{1112}
^{m}*We_{1112}^{n}
con
- d_{s}
- diámetro de las gotas según Sauter (en Brauer et al.)
- d_{H}
- diámetro hidráulico de los cuerpos de relleno,
- Re_{1112}
- número de Reynolds del flujo de varias fases = w_{111}2* (\rho_{11}/\eta_{11}) * (d_{H}/\psi),
- We_{1112}
- índice de Weber del flujo de varias fases = W_{1112} ^{2}* (\rho_{11}/\sigma_{1112}) * (d_{H}/\psi)^{2},
k, m, n constantes empíricas
(conocidas u obtenibles por
ensayos),
- w
- velocidades en el tubo vacío [m/s] = V/(\piD^{2}/4),
- V
- caudal volumétrico bajo condiciones de funcionamiento [m^{3}/s],
- \rho
- densidad bajo condiciones de funcionamiento [kg/m^{3}],
- \eta
- viscosidad bajo condiciones de funcionamiento [Pa*s], y
- \gamma
- tensión de superficie límite bajo condiciones de funcionamiento [N/m]
y los índices 11 (primera fase líquida) y 12
(segunda fase líquida).
En el caso de empaquetaduras estructuradas,
tales como Sulzer-SMV o de tubos estrechos como
piezas insertadas, parece plausible que no sea razonable un
diámetro de gotas d_{s} mayor que el diámetro del canal. Pero
esto no es válido para empaquetaduras y cuerpos de relleno
permeables tales como, por ejemplo, anillos de malla o tejido de
malla (las denominadas empaquetaduras Demister o separadores de
gotas). En el procedimiento conforme a la invención se pueden
utilizar diámetros de gotas calculados., que sean al menos igual o
menores que el diámetro hidráulico del canal:
d_{s}/d_{H} <= 1,
preferentemente <
0,9
A partir de los diámetros de las gotas,
calculados, se puede calcular finalmente una superficie de
transición de sustancia según
A_{s} = 6\varphi_{12}d_{s}
[m^{2}/m^{3}]
Para la proporción de fase \varphi_{12} de
la fase dispersa (en el caso de la condensación aldólica hay
dispersa una fase orgánica, la cual contiene al menos un aldehído),
con las velocidades en tubo vacío de las fases se puede
establecer
\varphi_{12}\sim
w_{12}/w_{1112}
El tiempo de permanencia \tau de las fases que
fluyen a través del reactor se puede calcular aproximadamente
según \tau \sim L*\psi/w_{1112}. Por lo regular, en el
procedimiento conforme a la invención el tiempo de permanencia
\tau es bastante inferior a una hora y se puede situar en el
intervalo de minutos o incluso por debajo. A pesar de ello, en esta
forma de trabajar totalmente inhabitual -elevada cantidad de
catalizador en el reactor, comparativamente escasa proporción de
educto en la masa de reacción, y condicionado por ello, nuevamente
tiempo de permanencia muy corto- se alcanzan rendimientos
espacio-tiempo sorprendentemente elevados.
Alternativamente, para los mismos rendimientos
espacio-tiempo se puede trabajar a temperaturas
claramente más bajas de lo habitual, puesto que lo permite
económicamente el incremento de la velocidad de reacción, que puede
traer consigo, por ejemplo, minimizar las reacciones consecutivas y,
con ello, una mejor selectividad.
El procedimiento conforme a la invención se
puede adaptar de forma muy flexible a las exigencias más diversas.
Para exigencias especiales se ofrecen las siguientes formas de
ejecución del procedimiento conforme a la invención:
Si el motivo de su empleo exige una zona de
mezcladura muy larga o si se requieren zonas de parada, por ejemplo
para la toma de flujos de sustancias, entonces se ofrece una
disposición de reactores tubulares en cascada, con piezas
insertadas o cuerpos de relleno.
Si se desea una pérdida de presión
particularmente baja, se recomienda una disposición en cascada de
reactores tubulares o la disposición alternativa de sectores de tubo
compactados y vacíos.
Por otra parte, se puede emplear una disposición
paralela de reactores tubulares o la utilización de un reactor de
múltiples tubos, en el cual los tubos pueden asumir la función de
las piezas insertadas.
En el procedimiento conforme a la invención
tampoco es crítica la extracción de calor en el caso de reacciones
fuertemente exotérmicas como, por ejemplo, en la condensación
aldólica. El elevado caudal del circuito de catalizador actúa como
transmisor de calor, de manera que incluso en la modalidad de
trabajo adiabático del reactor tan sólo aparecen pequeñas
diferencias de temperatura y resulta una distribución homogénea de
temperaturas en el reactor, sin puntas de temperatura. El calor
generado se puede evacuar entonces cómodamente por medio de un
intercambiador de calor convencional colocado arbitrariamente en el
circuito exterior del catalizador o bien aprovecharlo para la
obtención de energía. Para evacuar mejor el calor, en ocasiones
puede ser favorable conducir el circuito del catalizador de modo
aún más elevado (o sea a un valor B más alto) de lo técnicamente
necesario, puesto que a través del circuito de catalizador se puede
ajustar un pequeño gradiente de temperatura a lo largo del
reactor.
En comparación con el estado actual de la
técnica el procedimiento conforme a la invención ofrece
considerables ventajas, se mencionan:
- \bullet
- Para temperaturas comparativamente bajas se pueden conseguir elevados rendimientos espacio- tiempo.
- \bullet
- La formación de productos secundarios es extremadamente baja.
- \bullet
- El catalizador se conserva bien, su desactivación es muy baja, se minimiza una evacuación continua.
En el caso de la preparación conforme a la
invención de aldehídos \alpha,\beta-insaturados
por condensación aldólica de aldehídos se añade a éstas otra
ventaja, el que en virtud de las elevadas velocidades de reacción
también se pueden hacer reaccionar de manera rentable aldehídos con
muy poca solubilidad en la fase de catalizador, para dar los
correspondientes productos de la condensación aldólica.
Como disolventes para la preparación de la
solución de catalizador o, respectivamente, fase de catalizador
son adecuados todos aquellos disolventes que cumplen las siguientes
condiciones:
- \bullet
- El disolvente es poco soluble en la fase de producto.
- \bullet
- El producto sólo se disuelve poco en la fase de catalizador, la cual se compone de catalizador y disolvente.
- \bullet
- El disolvente tiene una solubilidad suficientemente elevada para el catalizador empleado.
En gran medida, la fase continua del
procedimiento conforme a la invención (es decir la fase de
catalizador) puede estar compuesta por agua.
Opcionalmente, la fase de catalizador puede
contener reactivos de transferencia de fases, reactivos con
actividad superficial o reactivos anfífilos o agentes
tensioactivos.
En casos especiales, la fase continua puede
estar constituida totalmente por agua. Además de esto, la fase
continua puede estar constituida en gran medida por agua y un
disolvente soluble en agua. Como disolvente orgánico se pueden
emplear, por ejemplo, propanodiol, glicerina, dietilenglicol (DEG)
o dimetilformamida.
La proporción de agua y disolvente orgánico se
sitúa preferentemente en más de 60, de la fase y, de modo
particularmente preferido, en más del 80%.
Como catalizador en el procedimiento conforme a
la invención se pueden utilizar compuestos de carácter básico,
solubles en agua tales como, por ejemplo, hidróxidos,
hidrogenocarbonatos, carbonatos, carboxilatos o sus mezclas, en
forma de sus compuestos alcalinos o alcalinotérreos. Se emplean
preferentemente hidróxidos alcalinos tales como hidróxido de
sodio.
La concentración del catalizador en la fase
continua se sitúa entre 0,1 y 15% en peso, especialmente entre 0,1
y 5% en peso.
El procedimiento conforme a la invención es
adecuado para la reacción de aldehídos o mezclas de aldehídos que
puedan entrar en reacciones de condensación. Si solamente se emplea
un aldehído, entonces éste debe poseer dos átomos de
hidrógeno-\alpha en el mismo átomo de carbono
vecino al grupo CO. Si se emplean dos o más aldehídos diferentes,
entonces al menos uno de los aldehídos tiene que tener dos
hidrógenos-\alpha en el mismo átomo de
carbono.
Aldehídos con dos átomos de
carbono-\alpha conforme a la definición anterior
son, por ejemplo: acetaldehído, propanal, aldehído
n-butírico, aldehído n-valérico,
aldehído 3-metilbutírico, n-hexanal,
3-metilpentanal, 4-metilpentanal,
n-heptanal, n-octanal,
n-nonanal, n-decanal. Éstos también
son adecuados para una homocondensación.
Ejemplos de aldehídos con un átomo de
hidrógeno-\alpha según la definición anterior
son: aldehído isobutírico, aldehído
2-metilbutírico, 2-metilpentanal,
2-etilhexanal, aldehído ciclohexílico. Ejemplos de
aldehídos con ningún hidrógeno-\alpha
son: benzaldehído, 2,2-dimetilpropanal y formaldehído. Los aldehídos de los grupos citados en último lugar solo pueden entrar en una condensación aldólica con un aldehído con dos átomos hidrógeno-\alpha.
son: benzaldehído, 2,2-dimetilpropanal y formaldehído. Los aldehídos de los grupos citados en último lugar solo pueden entrar en una condensación aldólica con un aldehído con dos átomos hidrógeno-\alpha.
Sustancias a emplear preferidas para el
procedimiento conforme a la invención son: aldehído
n-butírico, aldehído n-valérico,
una mezcla de aldehído n-butírico e aldehído
isobutírico, mezclas de aldehído n-valérico con
aldehído 2-metilbutírico o aldehído
3-metilbutírico o la correspondiente mezcla de tres
componentes. Igualmente se puede emplear una mezcla de aldehídos
C_{4} y C_{5} o una mezcla de los aldehídos nonanales isómeros
(aldehídos C_{9}). Estos aldehídos se pueden preparar, por
ejemplo, por hidroformilación de olefinas.
En el caso de emplear más de un aldehído o una
mezcla de aldehídos, cada uno de los componentes se puede
introducir por separado en el flujo de la solución de catalizador.
Igualmente es posible mezclar todos los eductos antes de la
introducción e introducirlos conjuntamente. Además de esto, los
aldehídos se pueden emplear en forma de solución. Como disolventes
se pueden utilizar líquidos inertes, apenas solubles en la solución
de catalizador, tales como, por ejemplo, hidrocarburos (pentano,
ciclohexano, tolueno).
Otros objetivos relacionados con la presente
invención son utilizaciones de los productos de la condensación
aldólica preparados por el procedimiento conforme a la invención.
Estos se pueden emplear para la preparación de alcoholes saturados
por hidrogenación. Los alcoholes saturados así obtenidos sirven a
su vez para la preparación de suavizantes, detergentes o
disolventes. Como precursores de alcoholes suavizantes se pueden
citar especialmente los aldehídos-C_{8} y
-C_{10} insaturados.
Además, los productos de la condensación
aldólica se pueden transformar por hidrogenación selectiva en los
aldehídos saturados y éstos, por una subsiguiente oxidación, en
ácidos carboxílicos, es decir se pueden utilizar para la
preparación de ácidos carboxílicos.
Aparte de esto, los aldehídos insaturados, por
su reactividad, se emplean en numerosas síntesis. Otro campo de
aplicación de los aldehídos saturados e insaturados es la
utilización como sustancias de aroma.
El procedimiento para la condensación aldólica
de aldehídos conforme a la invención se puede llevar a cabo en un
intervalo de temperaturas de 30ºC a 200ºC, preferentemente en el
intervalo de 60ºC a 150ºC.
El reactor tubular se puede conducir a flujo
continuo de arriba a bajo o al contrario. Por razones de seguridad
se da preferencia a la alimentación desde arriba.
El calor de la reacción se puede evacuar a
través de distintos intercambiadores de calor. En este caso, los
intercambiadores de calor no tienen por qué estar en las
proximidades del recinto de reacción, sino que pueden estar
arbitrariamente fuera del reactor. Los distintos flujos de calor
son función del calor de reacción específico, así como de las
temperaturas deseadas en el reactor y en los dispositivos de
elaboración.
De este modo, el calor de reacción evacuado se
puede aprovechar de manera muy sencilla, por ejemplo en el mismo
proceso, para la calefacción de un dispositivo de destilación o
para la producción de vapor.
La mezcla líquida que abandona el reactor se
separa mecánicamente en la fase de catalizador y en la fase de
producto en un recipiente de separación
líquido-líquido. Esto se puede realizar en
recipientes de decantación de diferente construcción o en
centrífugas. Por razones de costes son preferibles los recipientes
de decantación.
Aunque los tiempos de permanencia en el
dispositivo de separación básicamente no sean críticos, es
ventajoso mantenerlos cortos. Ello tiene las siguientes ventajas:
el dispositivo de separación es pequeño y la inversión para él es
correspondientemente menor. Para tiempos de permanencia cortos
prácticamente no se producen reacciones secundarias en el
recipiente de separación. Para que la separación de las fases tenga
lugar rápidamente, las diferencias de densidad de las dos fases
tiene que ser suficientemente grande y sus viscosidades pequeñas.
Las tres magnitudes son una función de la temperatura y se pueden
determinar fácilmente por medio de ensayos orientativos.
Además de esto, la densidad y la viscosidad de
la solución de catalizador se pueden variar seleccionando el
disolvente y la concentración de catalizador. Como otra posibilidad
se pueden variar la densidad y la viscosidad de la fase de producto
por adición de un disolvente. La separación de fases se puede
llevar a cabo en un amplio intervalo de temperaturas. En este caso,
la temperatura de separación también puede ser más elevada que la
temperatura del producto de la reacción a la salida del reactor.
Sin embargo, por razones energéticas no es favorable utilizar una
temperatura superior a la temperatura del líquido a la salida del
reactor. Como temperatura más baja posible se considera el punto de
estancamiento de una de las dos fases líquidas. Sin embargo, en
consideración a tiempos de separación cortos no se eligen, como se
mencionó anteriormente, temperaturas excesivamente bajas.
El agua de reacción que se forma diluye la
solución de catalizador y, por ello, ha de ser separada
constantemente del proceso. Esto se puede efectuar por destilación
del extracto del reactor, resultando un azeótropo que contiene
agua. Éste, a su vez, se puede separar en una fase acuosa y en una
fase orgánica. Una parte de la fase acuosa se puede evacuar para
equilibrar el balance de agua. El agua excedente se puede separar
también por destilación de la fase de catalizador separada. Aparte
de esto, se puede separar agua de reacción por sustracción de una
parte de la solución de catalizador.
El flujo de producto, una vez separado, se puede
purificar por procedimientos conocidos, por ejemplo por
destilación.
La solución de catalizador separada,
eventualmente después de la evacuación de una pequeña cantidad y su
correspondiente sustitución por nueva solución de catalizador, se
recicla al reactor.
Los ejemplos siguientes deben describir la
invención, sin limitar la amplitud de su aplicación, que se
desprende de las reivindicaciones de la patente.
La condensación aldólica de aldehídos conforme
al procedimiento de la invención tuvo lugar en un aparato para
ensayos, el cual se representa esquemáticamente en la fig.1. Aquí,
la fase continua de catalizador 2 se bombea en forma de circuito
con una bomba 1. Al catalizador se añade el aldehído o la mezcla de
aldehídos por la tubería 3 o, en el caso de la alimentación con
diferentes aldehídos, por las tuberías 3 y 4. En los siguientes
ejemplos descritos a continuación, los eductos se añadieron
exclusivamente por la tubería 3. En los ejemplos 3 a 14 la mezcla
de varias fases así obtenida se bombeó por la tubería 5 a través de
un reactor tubular 6 con una longitud de 3 m y un diámetro de 17,3
mm, el cual estaba provisto con elementos de mezcladura estáticos
con un diámetro hidráulico de 2 mm. En los ejemplos 1 y 2 se
utilizaron otros reactores, cuyas dimensiones se citan allí. La
mezcla resultante, constituida por el producto de reacción, educto
sin reaccionar y el catalizador, a través de la tubería 7 se
liberaron de los componentes fácilmente volátiles en el separador
de gases 8 opcional por evacuación a través de la tubería 9. Para
los ejemplos descritos a continuación, excepto el ejemplo 2, esta
tubería estaba cerrada.
El flujo líquido 10 resultante después de la
desgasificación 8 se condujo a un recipiente de separación de fases
11. Aquí, la fase acuosa de catalizador se separó a través de la
tubería 2 y se retornó nuevamente al circuito. La fase orgánica que
contiene el producto de reacción, rebasada por un dique, se puede
extraer por la tubería 12.
El calor de reacción se evacuó a través de los
intercambiadores de calor 13, 14 y 15 situados fuera del
reactor.
Como disolvente del catalizador se empleó agua o
una mezcla de agua y dietilenglicol (DEG). Las parejas de ensayo 3
y 4, 5 y 6, 7 y 8, 9 y 10, 11 y 12, así como 13 y 14 documentan
claramente el incremento del rendimiento en el caso de utilizar una
mezcla de disolventes.
Las tablas añadidas a los ejemplos 3 a 14
describen la composición del catalizador en porcentajes en masa, la
cantidad aportada de aldehído y su composición, en porcentajes en
superficie del análisis cromatográfico de gases.
En la zona inferior de la respectiva segunda
tabla de cada ejemplo se ha listado la composición del producto
igualmente en porcentajes en superficie del análisis cromatográfico
de gases. Por razones de visualización, para la documentación de
los ejemplos 3-14 no se hizo distinción entre cada
uno de los isómeros de los ácidos-C_{5} y los
alcoholes-C_{5}. Estos valores se recopilan como
"alcohol" o, respectivamente "ácido". Igualmente
recopilados como "compuestos de la condensación aldólica"
están los 3-hidroxialcanales saturados de los
aldehídos-C_{5}. Los "trímeros" describen la
proporción de compuestos de elevado punto de ebullición que se han
producido por reacción aldólica (adición y condensación) de tres
aldehídos-C_{5}.
En la zona superior de la respectiva segunda
tabla en los ejemplos se indican el rendimiento
espacio-tiempo (RZA), el rendimiento (U) en
aldehídos, la selectividad (S) hacia los productos de la
condensación aldólica deseados y el factor de carga (B) del reactor
tubular. En la composición del catalizador descrita hay que tener
en cuenta que en los ejemplos 3 a 14 se trata de valores
iniciales. La proporción de NaOH y opcionalmente DEG se diluyó
ligeramente por el agua de reacción de la condensación aldólica.
Aparte de esto, la reacción de Cannizzaro que discurre paralela con
la condensación aldólica conduce a la neutralización del
catalizador alcalino. Ambos efectos son tan escasos en el espacio
de tiempo observado que esto resulta insustancial para la
descripción de los ensayos y para los resultados de los ensayos.
(Ejemplo
comparativo)
Propilheptanal se preparó por condensación de
n-pentanal en un tubo de corriente. La disposición
del reactor, la relación de fases entre fase orgánica y fase
acuosa de catalizador, y el tiempo de permanencia se eligieron
apoyo a un procedimiento industrial para la producción de
2-etilex-2-enal. El
reactor de la instalación para ensayos (fig. 1) anteriormente
descrita fue intercambiada por un tubo DN20 de 60 m de longitud.
El volumen de reacción era 19 1. (En un ensayo previo, no descrito
aquí, se pudo asegurara que con este reactor se puede simular bien
un procedimiento a escala industrial para la producción de
2-etilex-2-enal).
El circuito del catalizador era 500 l/h (NaOH
acuoso al 2,7%). Se alimento con n-pentanal a una
velocidad volumétrica de 50 l/h.
En funcionamiento continuo se obtuvieron los
siguientes resultados:
Como reactor se utilizó un tubo DN15 con 995 mm
de longitud (diámetro interior 17,9 mm). El reactor estaba repleto
de anillos de malla de alambre (Vereinigte Füllkórperfabriken, VFF,
4*4 mm con nervio, superficie aproximadamente 2100
m^{2}/m^{3}), como los que se emplean para destilación.
Experimentalmente se determinó en el reactor repleto una proporción
de cuerpos de relleno de 8,5% respecto al volumen del reactor. La
proporción de tubo vacío era por consiguiente 91,5% lo que
correspondía a un volumen libre del reactor de 229 cm^{3}. El
diámetro hidráulico eficaz se calculó en d_{H} = 1,913 mm.
Durante el ensayo continuo se mantuvo el
contenido en NaOH en la solución de catalizador en 2,85% en peso
por adición de lejía de sodio 1 molar.
El circuito del catalizador era de 400 l/h, se
alimentó n-pentanal con una velocidad volumétrica de
1,0 l/h. Para inertizar se añadió además, dosificadamente, una
pequeña cantidad de nitrógeno (0,5 mol/h).
El nitrógeno contenido en el producto bruto se
escapa por la tubería 9 junto con un azeótropo a base de agua,
n-pentanal y los productos procedentes del separador
de gases 8. Este flujo se refrigera (refrigerante y separador no se
representan en la figura 1). En este caso resulta una fase orgánica
y una fase acuosa. la fase orgánica se conduce al separador de
productos 11. La fase acuosa se desecha.
El ensayo se llevó a cabo a 1 bar y 95ºC. El
factor de carga B era 9,92.
En equilibrio, se obtuvo un producto con la
siguiente composición promedial:
El rendimiento espacio-tiempo se
calculó en 2,6 t/(m^{3}*h).
Este ejemplo puso de manifiesto que ya a 95ºC en
un tubo con sólo 1 m de longitud se consigue un elevado
rendimiento con escasa formación de productos de alto punto de
ebullición. El procedimiento conforme a la invención proporcionaba
mayores rendimientos espacio-tiempo que un
procedimiento convencional (ejemplo comparativo 1).
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación aldólica de
n-pentanal para dar
2-propilheptenal (producto 1+1). Por el reactor se
hizo fluir una carga de catalizador de 400 kg/h a una temperatura
de 110ºC, con la presión propia de los participantes de la
reacción. Como reactor se utilizó un tubo DN15 de 3 m de longitud
(diámetro interior 17,3 mm). El reactor estaba repleto con cuerpos
de relleno de la razón social Sulzer con un diámetro hidráulico de
2 mm (SMV 2).
\vskip1.000000\baselineskip
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación aldólica de
n-pentanal para dar
2-propilheptenal (producto 1+1) con empleo del
cosolvente dietilenglicol (DEG). Por el reactor se hizo fluir
(conforme al ejemplo 3) una carga de catalizador de 400 kg/h a una
temperatura de 110ºC, con la presión propia de los participantes de
la reacción.
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación aldólica de
3-metilbutanal (3-MBA) para dar
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3). Por el reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una
carga de catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con
la presión propia de los participantes de la reacción.
\vskip1.000000\baselineskip
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación aldólica de
3-metilbutanal (3-MBA) para dar
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3) por adición del cosolvente dietilenglicol (DEG). Por el
reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una carga de
catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la presión
propia de los participantes de la reacción.
\vskip1.000000\baselineskip
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal y 2-metilbutanal
(2-MBA) para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros
2-propil-4-metilhexenal
(1+2), así como 2-propilheptenal (1+1). Por el
reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una carga de
catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la presión
propia de los participantes de la reacción.
\vskip1.000000\baselineskip
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal y 2-metilbutanal
(2-MBA) para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros
2-propil-4-metilhexenal
(1+2), así como 2-propilheptenal (1+1), por adición
del cosolvente dietilenglicol (DEG). Por el reactor se hizo fluir
(conforme al ejemplo 3) una carga de catalizador de 400 kg/h a una
temperatura de 110ºC, con la presión propia de los participantes de
la reacción.
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal y 3-metilbutanal
(3-MBA) para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros
2-propil-5-metilhexenal
y 2-isopropilheptenal (1+3), así como
2-propilheptenal (1+1). Por el reactor se hizo
fluir (conforme al ejemplo 3) una carga de catalizador de 400 kg/h
a una temperatura de 110ºC, con la presión propia de los
participantes de la reacción.
\vskip1.000000\baselineskip
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal y 3-metilbutanal
(3-MBA) para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros
2-propil-5-metilhexenal
y 2-isopropilheptenal (1+3), así como
2-propilheptanal (1+1) por adición del cosolvente
dietilenglicol (DEG). Por el reactor se hizo fluir (conforme al
ejemplo 3) una carga de catalizador de 400 kg/h a una temperatura
de 110ºC, con la presión propia de los participantes de la
reacción.
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
2-MBA y 3-MBA para dar un
isodecenal, constituido por los isómeros
2-isopropil-4-metilhexenal
(2+3), así como
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3). Por el reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una
carga de catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la
presión propia de los participantes de la reacción.
\vskip1.000000\baselineskip
\newpage
Se alcanzó el siguiente resultado:
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\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
2-MBA y 3-MBA para dar un
isodecenal, constituido por los isómeros
2-isopropil-4-metilhexenal
(2+3), así como
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3), por adición del cosolvente dietilenglicol (DEG). Por el
reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una carga de
catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la presión
propia de los participantes de la reacción.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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\vskip1.000000\baselineskip
Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal, 2-MBA y
3-MBA para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros 2-propilheptenal (1+1),
2-propil-4-metilhexenal
(1+2), 2-isopropilheptenal (1+3),
2-isopropil-4-metilhexenal
(2+3), así como
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3). Por el reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una
carga de catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la
presión propia de los participantes de la reacción.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Este ejemplo describe el procedimiento conforme
a la invención de la condensación coaldólica de
n-pentanal, 2-MBA y
3-MBA para dar un isodecenal, constituido por los
isómeros 2-propilheptenal (1+1),
2-propil-4-metilhexenal
(1+2), 2-isopropilheptenal (1+3),
2-isopropil-4-metilhexenal
(2+3), así como
2-isopropil-5-metilhexenal
(3+3) por adición del cosolvente dietilenglicol (DEG). Por el
reactor se hizo fluir (conforme al ejemplo 3) una carga de
catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 110ºC, con la presión
propia de los participantes de la reacción.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Claims (14)
1. Procedimiento para la condensación aldólica
catalítica de aldehídos por una reacción de varias fases en un
reactor tubular, caracterizado porque el catalizador está
contenido en la fase continua y, al menos un aldehído, en una fase
dispersa, y el factor de carga B del reactor tubular es igual o
mayor de 0,8.
2. Procedimiento según la reivindicación 1,
caracterizado porque los aldehídos contienen 1 a 15 átomos de
carbono.
3. Procedimiento según la reivindicación 1 o 2,
caracterizado porque sólo se emplea un aldehído.
4. Procedimiento según la reivindicación 1 o 2,
caracterizado porque se emplea una mezcla de varios
aldehídos con el mismo número de átomos de carbono.
5. Procedimiento según la reivindicación 1 o 2,
caracterizado porque se emplea una mezcla de varios
aldehídos con diferente número de átomos de carbono.
6. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque
la fase continua se se compone en gran medida de
agua.
7. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque
la fase continua se compone en gran medida por
agua y un disolvente orgánico soluble en agua.
8. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque como catalizador
se emplea un compuesto de carácter básico soluble en agua.
9. Procedimiento según la reivindicación 8,
caracterizado porque como catalizador se emplean hidróxidos,
hidrogenocarbonatos, carbonatos, carboxilatos o sus mezclas en
forma de sus compuestos alcalinos o alcalinotérreos.
10. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 9, caracterizado porque el catalizador
se presenta en la fase continua en concentraciones de 0,1 a 15% en
masa.
11. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 10, caracterizado porque el factor de
carga B es mayor o igual a 0,9.
12. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 11 caracterizado porque el factor de
carga B es mayor o igual a 1,0.
13. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 12 caracterizado porque la relación de
masas de la fase continua a la o las fases dispersas es mayor de
2.
14. Procedimiento según una de las
reivindicaciones 1 a 13, caracterizado porque al menos una
fase que contiene un aldehído se dispersa por la energía
introducida en el reactor tubular por la fase continua.
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