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 PDF

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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.
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 1
(Ejemplo comparativo)
Preparación de propilheptanal a partir de n-pentanal
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:
1
Ejemplo 2 Preparación de 2-propilheptenal
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:
2
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).
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Ejemplo 3
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).
3
4 
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Se alcanzó el siguiente resultado:
5 
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Ejemplo 4
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.
6 
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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8 
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Ejemplo 5
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.
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9 
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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10 
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Ejemplo 6
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.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Ejemplo 7
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.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Ejemplo 8
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.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Ejemplo 9
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.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Ejemplo 10
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.
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Se alcanzó el siguiente resultado:
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Ejemplo 11
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.
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Ejemplo 12
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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Ejemplo 13
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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Ejemplo 14
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.
ES00122424T 1999-11-30 2000-10-13 Procedimiento para la realizacion catalitica de condensaciones aldolicas mediante una reaccion de varias fases. Expired - Lifetime ES2301466T3 (es)

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