ES2326957T3 - Procedimiento para la obtencion de anhidrido de acido ftalico. - Google Patents
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Abstract
Procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftalina o sus mezclas en un reactor de haz tubular termostatizado con un medio portador de calor, en dos catalizador de lecho fijo diferentes, dispuestos en forma de capas, asimismo, el procedimiento es realizado de modo tal que la temperatura máxima en la segunda capa de catalizador, en la dirección de flujo es, al menos, 52ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador.
Description
Procedimiento para la obtención de anhídrido de
ácido ftálico.
La presente invención comprende un procedimiento
para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la
oxidación en fase gaseosa de xileno, naftalina o sus mezclas en un
reactor de haz tubular termostatizado con un medio portante de
calor en dos catalizador de lecho fijo diferentes dispuestos en
forma de capas.
Se sabe que el anhídrido de ácido ftálico se
obtiene técnicamente por oxidación catalítica en fase gaseosa de
o-xileno o naftalina en reactores de haz tubular. La
material inicial es una mezcla de un gas que contiene oxígeno
molecular, por ejemplo, aire, y el o-xileno y/o la
naftalina por oxidar. La mezcla es conducida por una gran cantidad
de tubos dispuestos en un reactor (reactor de haz tubular), en los
cuales se encuentra un relleno de, al menos, un catalizador. Para
la regulación de la temperatura los tubos están rodeados de un
medio portador de calor, por ejemplo, sal fundida. De todos modos,
en el relleno del catalizador puede producirse la configuración de
puntos calientes locales (hot spots), en los cuales reina una
temperatura mayor que en la parte restante del relleno del
catalizador. Estos hot spots producen reacciones secundarias, como
la combustión total del material inicial, o generan productos
secundarios indeseados, de separación costosa, o no separables del
producto de reacción. Además, el catalizador puede ser dañado de
manera irreversible a partir de una determinada temperatura del hot
spot.
Las temperaturas de los hot spots se hallan,
usualmente, en el área de temperatura de 400 a 500ºC, especialmente,
en el área de temperatura de 410 a 460ºC. Las temperaturas de los
hot spots superiores a 500ºC producen una fuerte reducción de la
obtención de PSA alcanzable, así como de la duración del
catalizador. Temperaturas de hot spots demasiado bajas, por el
contrario, producen una gran cantidad de productos de suboxidación
en el anhídrido de ácido ftálico (especialmente, ftálido), por lo
cual la calidad de producto se ve notablemente restringida. La
temperatura de los hot spots depende de la carga de xileno de la
corriente de aire, de la carga del catalizador con la mezcla de
xileno y aire, del estado de envejecimiento del catalizador, de las
relaciones características de transmisión de calor para el reactor
de lecho fijo (tubo de reactor, baño salino) y de la temperatura del
baño salino.
Para reducir estos hot spots se tomaron
diferentes medidas, descritas, entre otros, en las memorias DE 25
46 268 A, EP 286 448 A, DE 29 48 163 A, EP 163 231 A, DE 41 09 387
A, WO 98/37967 y DE 198 23 362 A. Especialmente, como se describe
en la memoria DE 40 13 051 A, se dispusieron diferentes
catalizadores activos en capas en el relleno del catalizador,
asimismo, en general el catalizador menos activo está dispuesto en
la entrada de gas y el catalizador más activo en la salida de gas.
El procedimiento se lleva a cabo de modo que se utiliza un baño
salino de dos pasos, asimismo, la temperatura del baño salino de la
primera zona de reacción en dirección de la corriente de la mezcla
de reacción se mantiene 2 a 20ºC por encima de la temperatura del
baño salino de la segunda zona de reacción. El volumen de
catalizador de la primera zona de reacción es, a su vez, de 30 a
75% en volumen y el de la segunda zona de reacción, de 25 a 70% en
volumen. La temperatura del hot spot en la primera zona de reacción
se encuentra por encima de la de la segunda zona de reacción. La
diferencia de temperatura de los hot spots en el funcionamiento
descrito en los ejemplos se encuentra notablemente por debajo de 50
C.
La memoria DE 28 30 765 A describe un reactor de
haz tubular que también es adecuado para la obtención de anhídrido
de ácido ftálico con un catalizador que se encuentra en dos zonas de
reacción. La temperatura de reacción en la segunda zona de
reacción, vista desde la entrada de gas, es, a su vez, más elevada
que la de la primera zona de reacción.
La memoria DE 29 48 163 A describe un
procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico con
catalizadores diferentes dispuestos en capas, asimismo, el
catalizador de la primera capa es un 30 a un 70% de la longitud
total de la capa del catalizador y el segundo catalizador es un 70 a
un 30% de la misma. De ese modo desea reducir la temperatura de los
hot spots. Pero se ha comprobado que la obtención de anhídrido de
ácido ftálico deja mucho que desear, incluso en el caso de la carga
reducida de o-xileno, utilizada en el caso de esta
publicación, en la mezcla de gas inicial (un máximo de 85
g/Nm^{3}). Una cantidad similar presenta la memoria DE 30 45 624
A.
La memoria DE 198 23 262 describe un
procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico con,
al menos, tres catalizadores de cáscara superpuestos en capas,
asimismo, la actividad de los catalizadores se incrementa de capa
en capa desde la entrada de gas hasta la salida de gas. La
diferencia de la temperatura de los hot spots de catalizador a
catalizador se halla, en este procedimiento, en 10ºC como
máximo.
La presente invención tiene como objetivo
presentar un procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido
ftálico con una obtención elevada de anhídrido de ácido ftálico,
incluso en el caso de una carga elevada de o-xileno
o naftalina y a una velocidad ambiente elevada.
Sorprendentemente se halló que este objetivo es
alcanzado cuando la obtención de anhídrido de ácido ftálico se
controla en dos catalizadores de actividad diferente dispuestos en
capas de modo tal que la temperatura de los hot spot de la segunda
capa de catalizador, vista desde la entrada de gas (en la dirección
de corriente) es, al menos, 52ºC más baja que la de la primera capa
de catalizador.
El objeto de la presente invención es, por ello,
un procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a
través de la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftalina o sus
mezclas en un reactor de haz tubular termostatizado con un medio
portante de calor en dos catalizador de lecho fijo diferentes
dispuestos en forma de capas, asimismo, el procedimiento es
realizado de modo tal que la temperatura máxima (temperatura de los
hot spots, es decir, de un punto limitado espacialmente de
temperatura máxima en una capa de catalizador) en la segunda capa
de catalizador vista desde la entrada de gas, es, al menos, 52ºC más
baja que la temperatura máxima en la primera capa de
catalizador.
Preferentemente, la temperatura máxima en la
segunda capa de catalizador es, al menos, 55ºC y, especialmente, al
menos, 60ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de
catalizador. En general, la conversión es controlada de tal forma
que la temperatura máxima en la primera capa de catalizador no sea
75ºC, especialmente, no más de 70ºC mayor que la de la segunda capa
de catalizador. La diferencia de temperatura se encuentra,
entonces, preferentemente, en el área de los 52 a 75ºC.
Además, el procedimiento se lleva a cabo de modo
tal que la temperatura de los hot spots en la primera capa de
catalizador sea menor a 470ºC y, preferentemente, menor que
450ºC.
La diferencia en las temperaturas de los hot
spots puede regularse de diferentes maneras. Esto se puede hacer,
por ejemplo, incrementando la presión de entrada de la mezcla de gas
inicial en hasta un 10% o reduciendo la cantidad de aire utilizada
para la oxidación en hasta 20%. Pero preferentemente el control de
la diferencia de temperatura se lleva a cabo a través de la
relación de longitud de relleno, de ambos catalizadores o a través
de la temperatura del medio portador de calor (en adelante se hará
siempre referencia al medio portador de calor preferido, a saber,
un baño salino), especialmente, si ambas capas de catalizador son
termostatizadas por diferentes circuitos de baño salino. La
longitud de relleno de la primera capa de catalizador es,
preferentemente, más del 60%, especialmente, más del 70% y de modo
especialmente preferido, más del 75% de toda la altura de llenado
del catalizador en el tubo de reactor.
Si para el control se utiliza la temperatura del
baño salino, un incremento de la temperatura del baño salino
produce un incremento de la temperatura de los hot spots en la
primera capa de catalizador y una reducción en la segunda capa de
catalizador. Por ello, en general es suficiente un incremento o una
reducción leves, por ejemplo, en 1, 2 ó 3ºC, para regular la
diferencia de temperatura deseada de los hot spots. Si ambas capas
de catalizador son templadas por diferentes circuitos de baño
salino, el circuito de baño salino, es decir, el circuito de baño
salino que templa la primera capa de catalizador, es,
preferentemente, accionada 1 a 5ºC por encima del circuito inferior
de baño salino. De modo alternativo, la temperatura del baño salino
que templa la segunda capa de catalizador es reducida en hasta
20ºC.
La vida útil del catalizador es, en general, de
4 a 5 años. En el transcurso del tiempo la actividad del catalizador
en general se reduce un poco. Por ello, la diferencia de
temperatura de los hot spots puede bajar por debajo del valor
mínimo de 52ºC. A través del incremento descrito de la temperatura
del baño salino puede llevarse nuevamente a un valor por encima de
los 52ºC. El procedimiento se lleva a cabo, preferentemente,
manteniendo la diferencia de temperatura de los hot spots, al
menos, durante el primer 50%, especialmente, al menos, durante el
primer 70%, de modo especialmente preferido, al menos durante el
primer 90% de la vida útil del catalizador y de modo especialmente
ventajoso, durante toda la vida útil del catalizador.
La determinación de la temperatura de los hot
spots se lleva a cabo de manera conocida, por ejemplo, incorporando
una gran cantidad de termoelementos en el reactor.
Como catalizadores son adecuados los
catalizadores portantes oxídicos. Para la obtención de anhídrido de
ácido ftálico a través de la oxidación en fase gaseosa de
o-xileno o naftalina se utilizan portantes
esféricos, anulares o en forma de cubeta de un silicato, un carburo
de silicio, porcelana, óxido de aluminio, óxido de magnesio, óxido
de estaño, rutilo, silicato de aluminio, silicato de magnesio
(esteatita), silicato de circonio o silicato de cerio o sus
mezclas. Como componente catalíticamente activo sirve, en general,
además del óxido de titanio, especialmente, en su forma de
modificación anatas, el pentóxido de vanadio. Además, en la masa
catalíticamente activa se puede hallar una gran cantidad de otros
compuestos oxídicos en cantidades reducidas que influyen como
promotores de la actividad y selectividad del catalizador, por
ejemplo, reduciendo o elevando su actividad. Tales promotores son,
por ejemplo, los óxidos de metales alcalinos, el óxido de talio (I),
óxido de aluminio, óxido de circonio, óxido de hierro, óxido de
níquel, óxido de cobalto, óxido de mangano, óxido de estaño, óxido
de plata, óxido de cobre, óxido de cromo, óxido de molibdeno, óxido
de wolframio, óxido de iridio, óxido de tantalio, óxido de niobo,
óxido de arsénico, óxido de antimonio, óxido de cerio y pentóxido
de fósforo. Los óxidos de metales alcalinos actúan, por ejemplo,
como promotores que reducen la actividad o incrementan la
selectividad, por el contrario, los compuestos oxídicos de fósforo,
especialmente, el pentóxido de fósforo, incrementan la actividad
del catalizador pero reducen su selectividad. Los catalizadores
útiles están descritos, por ejemplo, en las memorias DE 25 10 994,
DE 25 47 624, DE 29 14 683, DE 25 46 267, DE 40 13 051, WO 98/37965
y WO 98/37967. Han demostrado ser especialmente útiles los
denominados catalizadores de cáscara, en cuyo caso la masa
catalíticamente activa es aplicada en forma de cáscara sobre el
soporte (véase, por ejemplo,
DE 16 42 938 A, DE 17 69 998 A y WO 98/37967).
DE 16 42 938 A, DE 17 69 998 A y WO 98/37967).
El catalizador menos activo es dispuesto en el
lecho fijo, de modo tal que el gas de reacción primero entra en
contacto con este catalizador y sólo a continuación con el
catalizador más activo en la segunda capa. Los catalizadores de
diferente actividad pueden ser termostatizados a la misma
temperatura o a temperaturas diferentes. En general, en la primera
capa de catalizador orientada a la entrada de gas se coloca un
catalizador dotado de promotores con óxidos de metales alcalinos y
en la segunda zona de reacción se coloca un catalizador dotado de
promotores con menos óxidos de metales alcalinos y compuestos de
fósforo y/o otros promotores.
Son especialmente preferidos los catalizadores
con la siguiente composición:
- para la primera capa:
- 3 a 5% en peso de pentóxido de vanadio
- 0,1 a 1% en peso de un óxido de metales alcalinos, por ejemplo, óxido de cesio
- 94 a 96,9% en peso de óxido de titanio
- para la segunda capa:
- 6 a 9% en peso de pentóxido de vanadio
- 0 a 0,3% en peso de un óxido de metales alcalinos, por ejemplo, óxido de cesio
- 0,05 a 0,4% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P)
- eventualmente, 1 a 5% en peso de otro promotor, especialmente, Sb_{2}O_{3}
- 85,3 a 93,95% en peso de óxido de titanio
En general, la conversión se lleva a cabo de
modo tal que en la primera zona de reacción se convierta la mayor
parte del o-xileno y/o de la naftalina contenidos en
el gas de reacción.
Para la reacción, los catalizadores son
rellenados por capas en los tubos de un reactor de haz tubular. A
través del relleno del catalizador preparado de este modo, el gas de
reacción es conducido a temperaturas de, en general, 300 a 450ºC,
preferentemente, de 320 a 420ºC y de modo especialmente preferido,
de 340 a 400ºC, y en el caso de una sobrepresión de, en general,
0,1 a 2,5 bar, preferentemente, 0,3 a 1,5 bar, y a una velocidad
ambiente de, en general, 750 a 5000 h^{-1}, preferentemente, 2000
a 5000 h^{-1}. El gas de reacción suministrado al catalizador
(mezcla de gas inicial) en general se obtiene mezclando con el
o-xileno o la naftalina un gas que contiene oxígeno
molecular que además de de oxígeno presenta moderadores de reacción
y/o disolventes adecuados, como vapor, dióxido de carbono y/o
nitrógeno. El gas de reacción contiene, en general, 1 a 100% en
mol, preferentemente, 2 a 50% en mol y, de modo especialmente
preferido, 10 a 30% en mol de oxígeno. En general, el gas de
reacción es cargado con 5 a 140 g/Nm^{3} de gas, preferentemente,
60 a 120 g/Nm^{3} y, de modo especialmente preferido, de 80 a 120
g/Nm^{3} de o- xileno y/o naftalina.
En el caso de que se desee, también se puede
prever, para la obtención del anhídrido de ácido ftálico, un
reactor de acabado posconectado, como el descrito, por ejemplo, en
las memorias DE 198 07 018 o DE 20 05 969 A. Como catalizador se
utiliza un catalizador preferentemente más activo en comparación con
el catalizador de la segunda capa. El catalizador presenta,
especialmente, la siguiente composición:
- 6 a 9% en peso de pentóxido de vanadio
- 1 a 5% en peso de un promotor que estimula la actividad, especialmente, Sb_{2}O_{3}
- 0,1 a 0,5% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P)
- 85,5 a 92,9% en peso de óxido de titanio.
El procedimiento acorde a la invención presenta
la ventaja de que se puede obtener una ganancia elevada de
anhídrido de ácido ftálico, incluso en el caso de cargas elevadas de
o-xileno y/o naftalina y a velocidades ambiente
elevadas y con concentraciones reducidas de productos secundarios,
especialmente, de ftálido. En las condiciones del procedimiento
acorde a la invención la concentración de ftálico no supera el 0,1%
en peso, en relación al PSA. Las ventajas del procedimiento acorde
a la invención se observan, especialmente, cuando el sistema
catalizador utilizado pierde actividad debido al envejecimiento.
Incluso tras un tiempo prolongado de uso sólo se produce un
incremento despreciable de los hot spots en la segunda capa de
catalizador.
El control de temperatura acorde a la invención
también se puede utilizar en el caso de la obtención de otros
productos no reivindicados a través de oxidación catalítica en fase
gaseosa, por ejemplo, de ácido acrílico (de propeno), anhídrido de
ácido maleico (de benzol, buteno o butadieno), anhídrido de ácido
piromelítico (de durol), ácido benzoico (de tolueno), ácido
isoftálico (de m-xileno), ácido tereftálico (de
p-xileno), acroleína (de propeno), ácido
metacrílico (de isobuteno), naftoquinona (de naftalina),
antraquinona (de antraceno), acrilnitrilo (de propeno) y
metacrilnitrilo (de isobuteno).
Los siguientes ejemplos explicitan la invención
sin limitarla.
50 kg de anillos de esteatita (silicato de
magnesio) con un diámetro exterior de 8 mm, un largo de 6 mm y un
espesor de pared de 1,5 mm fueron calentados en un tambor de
fabricación de grageas a 160ºC y rociados con una suspensión de
28,6 kg de anatas con una superficie BET de 20 m^{2}/g, 2,19 kg de
oxalato de vanadilo, 0,176 kg de sulfato de cesio, 44,1 kg de agua
y 9,14 kg de formamida, hasta que el peso de la capa aplicada fue
del 10,5% del peso total del catalizador acabado (tras la
calcinación a 450ºC).
La masa catalíticamente activa aplicada de este
modo, es decir, la cáscara de catalizador, fue de 4,0% en peso de
vanadio (calculado como V_{2}O_{5}), 0,4% en peso de cesio
(calculado como Cs) y 95,6% en peso de óxido de titanio.
50 kg de anillos de esteatita (silicato de
magnesio) con un diámetro exterior de 8 mm, un largo de 6 mm y un
espesor de pared de 1,5 mm fueron calentados en un tambor de
fabricación de grageas a 160ºC y rociados con una suspensión de
28,6 kg de anatas con una superficie BET de 20 m^{2}/g, 4,11 kg de
oxalato de vanadilo, 1,03 kg de trióxido de antimonio, 0,179 kg de
fosfato de dihidrógeno de amonio, 0,045 kg de sulfato de cesio,
44,1 kg de agua y 9,14 kg de formamida, hasta que el peso de la capa
aplicada fue del 10,5% del peso total del catalizador acabado (tras
la calcinación a 450ºC).
La masa catalíticamente activa aplicada de este
modo, es decir, la cáscara de catalizador, fue de 0,15% en peso de
fósforo, (calculado como P) 7,5% en peso de vanadio, calculado como
V_{2}O_{5}), 3,2% en peso de antimonio (calculado como
Sb_{2}O_{3}),
0,1% en peso de cesio (calculado como Cs) y
89,05% en peso de óxido de titanio.
50 kg de anillos de esteatita (silicato de
magnesio) con un diámetro exterior de 8 mm, un largo de 6 mm y un
espesor de pared de 1,5 mm fueron calentados en un tambor de
fabricación de grageas a 160ºC y rociados con una suspensión de
28,6 kg de anatas con una superficie BET de 11 m^{2}/g, 3,84 kg de
oxalato de vanadilo, 0,80 kg de óxido de antimonio, 0,239 kg de
fosfato de dihidrógeno de amonio,
44,1 kg de agua y 9,14 kg de formamida, hasta
que el peso de la capa aplicada fue del 12,5% del peso total del
catalizador acabado (tras la calcinación a 450ºC).
La masa catalíticamente activa aplicada de este
modo, es decir, la cáscara de catalizador, fue de 0,2% en peso de
fósforo, (calculado como P) 7,0% en peso de vanadio (calculado como
V_{2}O_{5}), 2,5% en peso de antimonio (calculado como
Sb_{2}O_{3}) y 90,3% en peso de óxido de titanio.
Desde abajo hacia arriba se rellenaron, en un
reactor de tubos 10 1 (99 tubos normales y 2 tubos térmicos)
respectivamente, el catalizador II (comparación: 1,30 m; acorde a la
invención: 0,70 m) y, posteriormente, el catalizador I
(comparación: 1,70 m; acorde a la invención: 2,30 m) en cada uno de
los tubos de hierro de 3,60 m de largo con una luz de 25 mm (tubos
térmicos 29 mm con revestimientos térmicos 10 mm de luz y 30
termoelementos incorporados (cada 10 cm)). Mediante la compensación
de presión se procuró que en cada entrada de tubo se encontrara la
misma presión de entrada. Eventualmente, se agregó o se extrajo por
absorción algo del catalizador en los 99 tubos normales; en los dos
tubos térmicos la compensación de presión se alcanzó agregando
material inerte en forma de esferas de estearita o de esferas de
cuarzo. Para una regulación de la temperatura, los tubos de hierro
estaban rodeados de sal fundida que se hallaba en dos baños salinos
separados. El baño salino inferior rodeaba los tubos desde la base
inferior de los tubos hasta una altura de 1,30 m, el baño salino
superior rodeaba los tubos desde una altura de 1,30 m hasta la base
superior de los tubos. A través de los tubos se condujeron, por
hora y desde arriba hacia abajo, 4,0 Nm^{3} de aire por tubo con
cargas de o-xileno de 98,5% en peso de 100
g/Nm^{3} de aire (tras un tiempo de inicio de aproximadamente dos
meses). Tras abandonar el reactor principal se refrigeró la
corriente de gas de producto bruto a 280 a 290ºC y se la condujo a
través de un reactor adiabático de acabado (diámetro interior: 0,45
m, altura: 0,99 m), rellenado con 100 kg del catalizador III.
Se obtuvieron los datos enumerados en la
siguiente tabla (día de servicio = día de trabajo desde el primer
encendido del catalizador; SBT arriba = temperatura del baño salino
que se halla orientado hacia la entrada del reactor; SBT
abajo = temperatura del baño salino que se halla orientado hacia la salida del reactor;
abajo = temperatura del baño salino que se halla orientado hacia la salida del reactor;
HS arriba = temperatura de los hot spots del
catalizador dispuesto orientado hacia la entrada del reactor;
HS
abajo = temperatura de los hot spots del catalizador dispuesto orientado hacia la salida del reactor; cantidad de PHD o de xileno = cantidad de ftálido o de xileno del gas de producto bruto tras el reactor de acabado, en relación al anhídrido de ácido ftálico; obtención de PSA = obtención de PSA en % en peso respecto de un xileno al 100% del análisis del gas de producto bruto tras el reactor de acabado.
abajo = temperatura de los hot spots del catalizador dispuesto orientado hacia la salida del reactor; cantidad de PHD o de xileno = cantidad de ftálido o de xileno del gas de producto bruto tras el reactor de acabado, en relación al anhídrido de ácido ftálico; obtención de PSA = obtención de PSA en % en peso respecto de un xileno al 100% del análisis del gas de producto bruto tras el reactor de acabado.
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En la combinación de catalizadores accionada en
2a) como muestra comparativa, tras 250 días de servicio se ajustó,
mediante estructuración de temperatura (reducción de SBT abajo o
incremento de SBT arriba) o variación de temperatura (incremento de
SBT abajo y arriba), una diferencia de temperatura de > 40ºC.
Todas las demás condiciones de la prueba no fueron modificadas en
comparación con la prueba 2a).
Se obtuvieron los datos enumerados en la
siguiente tabla. (día de servicio = día de funcionamiento a partir
del primer encendido del catalizador; SBT arriba = temperatura del
baño salino dispuesto orientado hacia la entrada del reactor; SBT
abajo = temperatura del baño salino dispuesto orientado hacia la
salida del reactor; HS arriba = temperatura de los hot spots del
catalizador dispuesto orientado hacia la entrada del catalizador;
HS abajo = temperatura de los hot spots del catalizador dispuesto
orientado hacia la salida del reactor; Cantidad de PHD o de xileno
= cantidad de ftálido o de xileno del gas de producto bruto tras el
reactor de acabado, en relación al anhídrido de ácido ftálico;
Obtención de PSA = obtención de PSA en % en peso respecto de un
xileno al 100% del análisis del gas de producto bruto tras el
reactor de acabado).
Los resultados indicados en 2a) muestran que la
obtención de PSA es correlativa con la diferencia de temperatura de
los hot spots, es decir, el PSA se obtiene en condiciones de
funcionamiento relevantes en la práctica, con una obtención
elevada, si la diferencia de temperatura se encuentra por encima de
los 52ºC.
Los resultados indicados en 2b) indican que en
el caso de una diferencia de temperatura demasiado baja de hot
spots es suficiente, o bien incrementar levemente al mismo tiempo la
temperatura del baño salino abajo y arriba o, en el caso de una
temperatura constante del baño salino superior, reducir la
temperatura del baño salino inferior para elevar la diferencia de
temperatura de los hot spots a más de 52ºC.
Claims (11)
1. Procedimiento para la obtención de anhídrido
de ácido ftálico a través de la oxidación en fase gaseosa de
xileno, naftalina o sus mezclas en un reactor de haz tubular
termostatizado con un medio portador de calor, en dos catalizador
de lecho fijo diferentes, dispuestos en forma de capas, asimismo, el
procedimiento es realizado de modo tal que la temperatura máxima en
la segunda capa de catalizador, en la dirección de flujo es, al
menos, 52ºC más baja que la temperatura máxima en la primera capa de
catalizador.
2. Procedimiento acorde a la reivindicación 1,
caracterizado porque la temperatura máxima en la segunda capa
de catalizador es, al menos, 55ºC más baja que en la primera capa de
catalizador.
3. Procedimiento acorde a la reivindicación 1,
caracterizado porque la temperatura máxima en la segunda capa
de catalizador es, al menos, 60ºC más baja que en la primera capa de
catalizador.
4. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la
diferencia de temperatura entre la temperatura máxima en la primera
y en la segunda capa de catalizador es controlada a través de la
relación de longitud de relleno de las capas de catalizador.
5. Procedimiento acorde a la reivindicación 4,
caracterizado porque la longitud de relleno de la primera
capa de catalizador es de más del 60% de la longitud total de
relleno de ambos catalizadores.
6. Procedimiento acorde a la reivindicación 4,
caracterizado porque la longitud de relleno de la primera
capa de catalizador es de más del 75% de la longitud total de
relleno de ambos catalizadores.
7. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque la diferencia de
temperatura entre la temperatura máxima en la primera y en la
segunda capa de catalizador es controlada a través de la
temperatura del medio portador de calor.
8. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la
temperatura máxima en la primera capa de catalizador es inferior a
470ºC.
9. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones anteriores, caracterizado porque se utiliza
una fase gaseosa con una carga de 80 a 140 g de
o-xileno y/o naftalina por Nm^{3} de fase
gaseosa.
10. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la
temperatura del medio portador de calor es de \leq 360ºC.
11. Procedimiento acorde a una de las
reivindicaciones anteriores, caracterizado porque la
velocidad ambiente de la mezcla gaseosa es de \geq 2000
h^{-1}.
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| DE102005009473A1 (de) * | 2005-03-02 | 2006-09-07 | Süd-Chemie AG | Mehrlagen-Katalysator zur Herstellung von Phthalsäureanhydrid |
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| DE102013000648A1 (de) * | 2013-01-16 | 2014-07-17 | Clariant International Ltd. | Verfahren zur Optimierung der Aktivmassenbeladung eines Phthalsäureanhydrid-Katalysators |
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|---|---|---|---|---|
| DE2546268C3 (de) * | 1975-10-16 | 1983-11-24 | Basf Ag, 6700 Ludwigshafen | Verfahren zur Herstellung von Phthalsäureanhydrid aus o-Xylol oder Naphthalin |
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| JPS5555138A (en) * | 1978-10-19 | 1980-04-22 | Mitsubishi Chem Ind Ltd | Preparation of highly pure terephthalic acid |
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| JPS63253080A (ja) | 1987-04-10 | 1988-10-20 | Nippon Steel Chem Co Ltd | 無水フタル酸の製造方法 |
| DE4013051A1 (de) * | 1990-04-24 | 1991-11-07 | Basf Ag | Verfahren zur herstellung von phthalsaeureanhydrid aus o-xylol |
| DE4109387C2 (de) * | 1991-03-22 | 1998-04-30 | Buna Sow Leuna Olefinverb Gmbh | Verfahren zur Temperatursteuerung von Salzbadröhrenreaktoren für die Phthalsäureanhydrid-Synthese |
| US5817868A (en) * | 1996-11-12 | 1998-10-06 | Twenty-First Century Research Corporation | Method and devices for controlling the oxidation of a hydrocarbon to an acid by regulating temperature/conversion relationship in multi-stage arrangements |
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