ES2347132T3 - Procedimiento para preparar cumeno que se utiliza en la preparacion de fenol. - Google Patents
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Abstract
Un procedimiento para la preparación de cumeno haciendo reaccionar isopropanol o una mezcla de isopropanol y propeno con benceno en fase líquida en presencia de un catalizador de β-zeolita que tiene una relación molar de SiO2/Al2O3 mayor de 10:1, en el que se modifica la acidez del catalizador por adición superficial de agua.
Description
Procedimiento para preparar cumeno que se
utiliza en la preparación de fenol.
La presente invención se refiere a un
procedimiento para preparar fenoles.
El fenol es un compuesto químico industrial
importante que se requiere para la preparación de resinas fenólicas,
\varepsilon-caprolactama, bisfenol A, ácido
adípico, alquilfenoles, anilina, clorofenoles, ácido pícrico,
plastificantes, antioxidantes y compuestos similares. El fenol se
prepara usualmente a partir de cumeno por el procedimiento de
Hock.
En la preparación de fenol a partir de cumeno
por la síntesis de fenol de Hock, se forma acetona como coproducto.
Dado que la demanda comercial de fenol es frecuentemente muy
diferente de la de acetona, se han realizado intentos durante mucho
tiempo para encontrar modos de generar productos derivados de
acetona obtenidos para evitar la dependencia solo del mercado de la
acetona.
Un posible producto derivado de acetona es
isopropanol que se puede procesar para dar éteres tales como éter
diisopropílico y
(terc-butil)-isopropil-éter.
La conversión de acetona en isopropanol se
consigue generalmente por hidrogenación catalítica. Para la
producción de éteres de isopropanol se emplean usualmente
procedimientos de combinación que implican la hidrogenación y
eterificación. De este modo, los documentos EP 0 694 518, EP 0 665
207, EP 0 652 200 y EP 0 661 257 enseñan procedimientos para la
preparación de varios éteres isopropílicos. En estas solicitudes de
patente, dos etapas del procedimiento avanzan generalmente en
sucesión directa: a saber, la hidrogenación catalítica de una fase
líquida que contiene acetona y la eterificación del isopropanol
obtenido de este modo sobre sistemas de catalizador ácido. La
mezcla de isopropanol no se trata después de la hidrogenación
catalítica.
Además, el documento EP 0 665 207 enseña un
procedimiento de una sola etapa en el que la hidrogenación y
eterificación ocurren en un reactor.
En estos procedimientos, que están diseñados
para la preparación de éteres isopropílicos, el aislamiento del
isopropanol después de la hidrogenación de la acetona es muy costoso
debido a la formación de subproductos.
Aunque la preparación de productos derivados de
acetona permite evitar la dependencia directa del mercado de la
acetona, sigue habiendo una dependencia de la situación del mercado
para los productos derivados. Por lo tanto sería deseable encontrar
un modo de producir fenol en el que no se formase ningún
coproducto.
El documento EP 0 371 738 describe un
procedimiento para preparar fenol en el que la acetona formada en la
escisión del hidroperóxido de cumeno se hidrogena para dar
isopropanol, este isopropanol se usa para la alquilación de benceno
para dar cumeno y el cumeno se reoxida a hidroperóxido de cumeno por
medio de oxígeno. De este modo, este procedimiento en principio
produce fenol a partir de benceno y oxígeno. En una realización
preferida descrita en el documento EP 0 371 738 se usa en la etapa
de alquilación una zeolita de esqueleto de tipo Y con protones
intercambiados que tiene una relación de sílice a alúmina de 4:1 a
menos de 10:1.
En este procedimiento, la alquilación de benceno
se lleva a cabo usando isopropanol y/o propeno como reactivo de
alquilación en la fase líquida. Se ha observado que el rendimiento
de productos de alquilación es disminuido por una reacción de
deshidratación de isopropanol que avanza simultáneamente. Además,
los autores han observado una alquilación de benceno por el propeno
disuelto y, en base a esta observación, solo se puede conseguir un
rendimiento muy bajo de cumeno. El uso de un aparato de circulación
en el que la corriente que contiene olefina se recicla
continuamente permite a los autores conseguir el consumo selectivo
de la alimentación de isopropanol para la alquilación de benceno.
Este procedimiento minimiza la proporción de isopropanol que se
deshidrata a la olefina y de este modo ya no está disponible para la
alquilación real.
La alquilación de benceno a cumeno se ha
examinado con más detalle en las dos memorias descriptivas japonesas
publicadas JP 11-035497 y JP
11-035498. De este modo, la JP
11-035498 trata del problema de la alquilación de
benceno por medio de isopropanol produciendo agua que forma un
azeótropo con benceno e isopropanol y de este modo hace difícil la
separación de los productos de reacción. Como solución se propone
que el gua formada se retire de la mezcla de reacción previamente a
la separación del benceno sin reaccionar de la mezcla de reacción.
La JP 11-035479 trata del problema de la alquilación
de benceno por medio de isopropanol formando éter diisopropílico
que hace difícil el tratamiento y separación de los productos de
reacción. Como solución, se propone que la reacción de benceno e
isopropanol se lleve a cabo en presencia de agua y una zeolita.
El documento US 5.160.479 describe un
procedimiento de producción de fenol en el que se hace reaccionar
benceno con una materia prima de alimentación que comprende propeno
e isopropanol poniendo en contacto una zeolita Y desaluminizada con
una relación molar de SiO_{2}/Al_{2}O_{3} que varía de 8 a 70.
El cumeno obtenido en esta etapa se oxida para dar hidroperóxido de
cumilo, dicho hidroperóxido se escinde para obtener una mezcla de
fenol y acetona y dicha acetona se hidrogena para dar isopropanol
que se recicla a la etapa de alquilación. Aunque los ejemplos
muestran que el catalizar es útil para la alquilación existe sin
embargo el deseo de incrementar la conversión y selectividad
respecto al cumeno en la etapa de alquilación.
El documento
EP-A-538 518 describe un
procedimiento para la preparación de cumeno haciendo reaccionar
benceno con un agente de propilación en presencia de un catalizador
que contiene \beta-zeolita cargada con metal en
condiciones de reacción especificadas.
En vista de la conocida técnica anterior, es un
objetivo de la presente invención proporcionar un procedimiento
para preparar cumeno por alquilación de benceno con isopropanol, en
el que, a pesar de la deshidratación de isopropanol a propeno, se
consigue una conversión más completa de isopropanol, una conversión
más alta y una selectividad más alta con respecto al cumeno y una
más baja formación de n-propilbenceno en la etapa de
alquilación, comparado con los procedimientos convencionales y que
se puede integrar fácilmente en un procedimiento para preparar fenol
que comprende las etapas
- I.
- Preparación de cumeno por reacción de isopropanol o una mezcla de isopropanol y propeno con benceno,
- II.
- Oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno,
- III.
- Escisión catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno para dar fenol y acetona y
- IV.
- Hidrogenación de acetona para formar isopropanol.
\vskip1.000000\baselineskip
Este objetivo se ha alcanzado por un
procedimiento para la preparación de cumeno haciendo reaccionar
isopropanol o una mezcla de isopropanol y propeno con benceno en
fase líquida en presencia de un catalizador de
\beta-zeolita que tiene una relación molar de
SiO_{2}/Al_{2}O_{3} mayor de 10:1, en el que la actividad del
catalizador se modifica por adición superficial de agua.
Otro aspecto de la presente invención es un
procedimiento para preparar fenol a partir de benceno, que comprende
las etapas
- I.
- Preparación de cumeno por reacción de isopropanol o una mezcla de isopropanol y propeno con benceno,
- II.
- Oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno,
- III.
- Escisión catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno para dar fenol y acetona y
- IV.
- Hidrogenación de acetona para formar isopropanol,
en el que se prepara cumeno según el
procedimiento anteriormente descrito.
\vskip1.000000\baselineskip
Un aspecto adicional de la presente invención es
un procedimiento para la hidrogenación de acetona a isopropanol en
por lo menos dos etapas del procedimiento, en el que la acetona
usada es acetona en bruto.
Se ha encontrado sorprendentemente que en un
procedimiento para preparar fenol en el que se prepara cumeno por
reacción de isopropanol con benceno sobre un catalizador de
\beta-zeolita que tiene una relación molar de
SiO_{2}/Al_{2}O_{3} mayor de 10:1, en el que la acidez del
catalizador se modifica por adición superficial de agua, se forma
propeno por deshidratación de isopropanol simultáneamente a la
alquilación de benceno a cumeno por medio de isopropanol y el
propeno formado se usa asimismo par la alquilación de benceno a
cumeno, hace la preparación de cumeno más simple y hace posible
conseguir una conversión más completa de isopropanol y una más alta
selectividad de la reacción con respecto del cumeno y la formación
reducida de n-propilbenceno, de modo que se puede
conseguir una selectividad más alta en la preparación de fenol.
El procedimiento de la presente invención hace
posible preparar fenol sin el coproducto acetona o productos
derivados de acetona que no conducen a que se formen cumeno o
isopropanol. La economía de la preparación de fenol depende solo de
este modo de los precios de venta conseguibles para el fenol.
Además, el procedimiento de la invención tiene
la ventaja de que la deshidratación de isopropanol a propeno, la
alquilación de benceno a cumeno por medio del propeno formado y la
alquilación de benceno a cumeno por medio de isopropanol pueden
ocurrir simultáneamente sobre zeolitas \beta que tienen relaciones
molares de SiO_{2}:Al_{2}O_{3} mayores de 10:1 en una etapa
de síntesis. Las últimas subreacciones nombradas conducen al cumeno
deseado en más altas conversiones y con una selectividad más alta
comparado con los procedimientos que han sido habituales hasta
ahora. Una ventaja adicional del procedimiento de la invención es
que cuando la reacción se lleva a cabo a la misma temperatura, se
forma significativamente menos n-propilbenceno que
en procedimientos convencionales. Dado que el
n-propilbenceno no se puede usar adicionalmente de
un modo económicamente factible, la evitación de relativamente
grandes cantidades de n-propilbenceno permite que se
ahorren costes considerables para el reprocesado de este material.
Además, la supresión de la formación de
n-propilbenceno incrementa la selectividad de la
reacción con respecto a la preparación de cumeno.
\newpage
Una ventaja adicional del procedimiento de la
invención es que el isopropanol que se puede usar para la
alquilación se puede preparar por hidrogenación de acetona en bruto.
La capacidad para hidrogenar acetona en bruto directamente hace
posible omitir el tratamiento complicado o la purificación de
acetona en bruto obtenida, por ejemplo, en la escisión de
hidroperóxido de cumeno. El desembolso en aparatos y de este modo el
coste en el procedimiento total para preparar fenol se puede reducir
adicionalmente de este modo.
El procedimiento de la invención para preparar
fenol a partir de benceno comprende las cuatro etapas del
procedimiento
- I.
- Preparación de cumeno por reacción de isopropanol o una mezcla de isopropanol y propeno con benceno sobre un catalizador ácido de \beta-zeolita, que tiene una relación molar de SiO_{2}/Al_{2}O_{3} mayor de 10:1, en la que la acidez del catalizador se modifica por adición superficial de agua.
- II.
- Oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno,
- III.
- Escisión catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno para dar fenol y acetona y
- IV.
- Hidrogenación de acetona para formar isopropanol.
\vskip1.000000\baselineskip
El procedimiento de la invención se describe a
continuación por medio de un ejemplo, sin estar restringido a la
descripción.
Una descripción de los procedimientos
individuales y etapas del procedimiento que son subetapas del
procedimiento de la invención se darán primeramente.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
I
En esta primera etapa, se prepara cumeno
haciendo reaccionar isopropanol o una mezcla de isopropanol y
propeno con benceno. La conversión de benceno en cumeno está basada
en una alquilación de benceno por medio de un reactivo de
alquilación. Tanto isopropanol, que se alimenta al reactor, como
propeno, que se puede incluir en la corriente de alimentación y/o
se puede formar en una reacción de deshidratación que avanza
simultáneamente, sirven como reactivos de alquilación. En el
procedimiento de la invención para preparar cumeno por reacción de
isopropanol con benceno en presencia de una zeolita \beta que
tiene una relación molar de SiO_{2}/Al_{2}O_{3} mayor de 10:1
en la que la acidez del catalizador se modifica por adición
superficial de agua, como catalizador, se forma propeno por
deshidratación de isopropanol simultáneamente con la alquilación de
benceno a cumeno y el propeno formado y/o incluido en la corriente
de alimentación se usa asimismo para la alquilación. De este modo,
en principio, avanzan tres subreacciones, preferente y
simultáneamente, en el procedimiento de la invención. Una reacción
es la alquilación de benceno a cumeno por medio de isopropanol. La
segunda reacción es la deshidratación de isopropanol a propeno y la
tercera reacción es la alquilación de benceno a cumeno por medio del
propeno.
Según la invención, se usan como catalizador en
la etapa de alquilación zeolitas \beta que tienen una relación
molar de SiO_{2}:Al_{2}O_{3} mayor de 10:1. Se da preferencia
muy particular a usar catalizadores de zeolita \beta que tienen
una relación molar de SiO_{2}:Al_{2}O_{3} de 20:1 a 200:1,
preferentemente mayor de 70:1 a 200:1. Debido a la hidrofobia de
los catalizadores que son el resultado del alto módulo, es decir,
la alta relación de SiO_{2}:Al_{2}O_{3}, los centros ácidos no
están totalmente ocupados por el agua formada en las reacciones. La
reacción de alquilación real, que avanza simultáneamente con la
deshidratación, de este modo no se detiene. Sin embargo, la
ocupación parcial de la superficie de la zeolita por el agua formada
en la reacción consigue un efecto de modificación de la acidez
explicado con más detalle a continuación.
Las reacciones de alquilación y la reacción
simultánea de deshidratación se pueden llevar a cabo en uno o más
reactores. Las reacciones de alquilación y la reacción simultánea de
deshidratación se llevan a cabo preferentemente en un reactor de
tanque agitado, un reactor de lecho fijo o un reactor de lecho
percolador. Se pueden usar catalizadores móviles, suspendidos o
fijos en el reactor o reactores. Se da preferencia a usar reactores
que tienen un lecho de catalizador fijo cargado con cuerpos de
forma apropiada, por ejemplo, extrudatos apropiados, del
catalizador
usado.
usado.
Los materiales de partida benceno e isopropanol
y opcionalmente propeno se introducen en el reactor en forma
líquida y/o gaseosa, preferentemente en forma líquida. La corriente
de alimentación al reactor preferentemente tiene una relación molar
de benceno a isopropanol de más de 1:1, particularmente preferido de
3:1 a 10:1. Como materiales de partida alimentados, es posible usar
no solo compuestos de partida puros sino también compuestos que
contienen impurezas. El isopropanol usado como material de partida
preferentemente tiene un contenido de agua de menos de 10% en peso,
preferentemente menos de 5%.
\newpage
En el reactor, la reacción de isopropanol con
benceno para formar cumeno, la reacción de deshidratación que
avanza simultáneamente y la reacción del propeno formado o añadido
con benceno para dar cumeno, es decir, las reacciones de
alquilación, se llevan a cabo a una temperatura de reacción de 100 a
300ºC. El reactor preferentemente tiene un gradiente de temperatura
que se fija de modo que la mezcla de reacción en la vecindad de la
entrada del reactor tiene una temperatura de 150 a 200ºC y que en
la vecindad de la salida del reactor tiene una temperatura de 250 a
300ºC. Las reacciones se llevan a cabo preferentemente a una presión
de 10 a 100 bares absolutos, preferentemente de 20 a 60 bares
absolutos. El propeno se genera en el reactor por la deshidratación
simultánea de isopropanol. La fase líquido se tiene que poner en
contacto íntimo con el catalizador de modo que puedan avanzar las
reacciones de alquilación. Esto se puede asegurar, por ejemplo,
cuando se usa un reactor de lecho percolador, usando altas
velocidades lineales de las fases líquidas en el reactor,
preferentemente mayores que 30 m/h.
La relación de isopropanol usado a benceno y/o
la cantidad de producto recirculado influye en el contenido de agua
en el reactor. El contenido de agua a su vez influye en la acidez
del catalizador. Si se forma una fase acuosa separada, esta se
tiene que dispersar intensivamente en el reactor. Esto se puede
conseguir con altas velocidades lineales. La acidez del catalizador
se modifica por el agua formada en la reacción. Según una reacción
preferida de la presente invención el contenido de agua de la
alimentación total incluyendo el producto opcionalmente recirculado
dentro del reactor de alquilación se mantiene para que sea 5% como
mucho. Los contenidos de agua preferidos varían de 0,1 a 5% en
peso, más preferido de 0,5 a 4,5% en peso. Esta nueva medida, que
da como resultado un catalizador de acidez modificada, hace posible
minimizar la formación de n-propilbenceno, un
producto de una reacción secundaria en la alquilación. El contenido
de n-propilbenceno de la mezcla de reacción o salida
del reactor es usualmente menor de 300 ppm en peso, preferentemente
menos de 150 ppm en peso, cuando se lleva a cabo el procedimiento
de
la invención.
la invención.
El procedimiento de la invención para preparar
cumeno por reacción de isopropanol con benceno en presencia del
catalizador de la presente invención hace posible preparar cumeno en
una etapa de síntesis. Según la invención, el isopropanol se
deshidrata a propeno en la fase líquida en presencia del catalizador
de la presente invención y al mismo tiempo se alquila benceno por
medio de isopropanol para formar cumeno. Asimismo, el propeno
formado como intermedio o que está presente en la alimentación, que
puede estar parcialmente presente en una fase gaseosa, reacciona
simultáneamente con el benceno presente en la mezcla de reacción
para dar el cumeno deseado. Todas las subreacciones están
favorecidas o aceleradas por la presencia del catalizador de zeolita
\beta.
El procedimiento de la invención o sus subetapas
se puede llevar a cabo continua o discontinuamente. Las reacciones
simultáneas de alquilación o deshidratación preferentemente se
llevan a cabo preferentemente continuamente. Cuando el
procedimiento de la invención se lleva a cabo discontinuamente, se
ha encontrado que la mezcla de reacción líquida obtenida de la
reacción de benceno con isopropanol para formar cumeno tiene una
concentración de propeno de menos de 1% en peso.
El cumeno preparado por el procedimiento de la
invención se puede usar directamente por la preparación de fenol
por el procedimiento de Hock. Sin embargo, también puede ser
ventajoso tratar la mezcla de reacción obtenida en la reacción de
benceno con isopropanol o reciclar por lo menos parte de ella al
reactor. La mezcla de reacción obtenida se puede tratar, por
ejemplo, separando la mezcla de reacción en fases orgánica y acuosa,
por ejemplo, en un separador de fases. La fase acuosa y/o la fase
orgánica cada una se puede someter adicionalmente a una extracción.
Sin embargo, las fases obtenidas se pueden pasar también a una
destilación en las que los distintos compuestos se retiran de las
fases. La destilación se puede llevar a cabo directamente usando las
fases como se obtienen del reactor o se han tratado previamente por
extracción y/o separación de fases.
Se da preferencia a separar la mezcla de
reacción obtenida del reactor en una fase orgánica y una fase acuosa
en un separador de fases líquido/líquido como un decantador
previamente a la destilación, en tal caso puede ser ventajoso
retirar parte de la energía térmica de la mezcla de reacción antes
de que entre en el separador de fases, por ejemplo, por medio de un
intercambiador de calor. Esta realización es ventajosa en que se
retira agua del efluente del reactor previamente a la destilación
reduciendo por ello el consumo de energía. Adicionalmente aplicando
esta medida el contenido de agua de la porción recirculada del
efluente del reactor se puede controlar fácilmente para ajustar el
contenido de agua de la corriente de alimentación total dentro del
reactor de alquilación.
La fase acuosa se puede tratar o desechar. El
tratamiento de la fase acusa puede comprender, por ejemplo,
transferir la fase acuosa a un aparato de destilación en el que se
separa un azeótropo IPA-agua de la fase acuosa
restante. El azeótropo agua-IPA se puede retornar al
reactor de alquilación.
La fase orgánica se alimenta a una columna de
destilación en la que se separan unos de otros cumeno, subproductos
y materiales de partida. Los materiales de partida que se han
separado se pueden retornar al reactor. Puede ser ventajoso
retornar al reactor parte de la fase orgánica y/o parte de la fase
acuosa de la mezcla de reacción sin tratar. La fase orgánica de la
mezcla de reacción se retorna preferentemente al reactor en una
cantidad tal que la relación de la parte orgánica reciclada de la
mezcla de reacción a materiales de partida es de 1:1 a 100:1. Puede
ser ventajoso retirar parte de la energía térmica de la parte
orgánica de la mezcla de reacción que se recicla al reactor por
medio de un intercambiador de calor. El reciclado de la parte
orgánica de la mezcla de reacción se puede conseguir, por ejemplo,
por medio de una conducción de recirculación en la que se instala a
una bomba. La conducción de circulación está provista
preferentemente de un intercambiador de calor por medio del cual es
posible influir en la temperatura de la parte orgánica de la mezcla
de reacción. La temperatura de la parte orgánica reciclada de la
mezcla de reacción se fija preferentemente de modo que la
temperatura de la mezcla de la mezcla de reacción reciclada y los
materiales de partida corresponde aproximadamente a la temperatura a
la entrada del reactor.
El cumeno separado en la columna de destilación
se puede hacer pasar para tratar o usar adicionalmente en el
procedimiento del fenol de Hock, por ejemplo, la oxidación. Los
subproductos que se han separado, por ejemplo poliisopropilbenceno
diisopropilbenceno, se pueden hacer pasar para tratamiento o
utilización adicional. Tales etapas de tratamiento pueden incluir,
por ejemplo, reacciones de transalquilación en las que los
subproductos en gran parte se pueden convertir en cumeno. El método
para llevar a cabo tales reacciones de transalquilación es conocido
por aquellos expertos en la técnica.
\vskip1.000000\baselineskip
Etapa
II
La oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno
se puede llevar a cabo de una manera conocida por los expertos en
la técnica. Por ejemplo, la oxidación se puede llevar a cabo como se
describe en el documento EP 0 371 738. La oxidación de cumeno se
lleva a cabo usualmente a una temperatura de 60 a 150ºC,
preferentemente a una temperatura de 90 a 130ºC. La oxidación de
cumeno, se lleva a cabo preferentemente a una presión de 1 a 10
kg/cm^{2}. La oxidación se lleva a cabo usando oxígeno molecular.
Este oxígeno molecular se puede suministrar en la forma de oxígeno
gaseoso, aire o una mezcla de oxígeno gaseoso o aire con un gas
inerte, por ejemplo, nitrógeno o un gas noble.
El gas que comprende oxígeno molecular se pone
en contacto con el cumeno en forma de una disolución que contiene
cumeno. El contacto entre el gas que contiene oxígeno y el cumeno
debe ser muy íntimo. Esto se puede conseguir de una manera conocida
por los expertos en la técnica, por ejemplo, por medio de un reactor
de columna de burbujeo.
La disolución que contiene cumeno
preferentemente tiene un pH mayor de 2. El pH de la disolución que
contiene cumeno se puede ajustar por adición de compuestos
alcalinos a esta disolución. El pH de la disolución que contiene
cumeno se puede ajustar también por tratamiento del cumeno usado,
por ejemplo, por extracción de los constituyentes ácidos. Como
compuestos alcalinos, se da preferencia a añadir disoluciones
acuosas de carbonato o hidróxido de sodio o potasio. La adición del
compuesto alcalino a la disolución que contiene cumeno se lleva a
cabo preferentemente de modo que el pH de la disolución que contiene
cumeno no sale fuera del intervalo de pH de 2 a 11 incluso cuando
avanza la reacción.
Se añade preferentemente al sistema de reacción
un agente que inicia la reacción de oxidación. Como iniciadores
para la reacción de oxidación se pueden añadir ventajosamente al
sistema de reacción un azocompuesto tal como
\alpha,\alpha'-azobisisobutironitrilo o
\alpha,\alpha'-azobis(ciclohexilnitrilo).
Sin embargo, se puede añadir también como iniciador hidroperóxido
de cumeno al sistema de reacción. Esto tiene la ventaja de que no
se introducen compuestos extraños adicionales dentro del sistema de
reacción. Se da preferencia a añadir de 0,01 a 20% en peso del
iniciador, basado en el peso total de los materiales de partida, al
sistema de reacción.
La oxidación del cumeno se puede llevar a cabo
continuamente, discontinuamente o semicontinuamente. La oxidación
del cumeno a hidroperóxido de cumeno preferentemente se lleva a cabo
continuamente.
Puede ser ventajoso que la mezcla de reacción
obtenida en la oxidación sea sometida a un tratamiento posterior.
La mezcla de reacción obtenida en la oxidación se concentra
preferentemente para dar una disolución que contiene de 40 a 90% en
peso de CHP, particular y preferentemente de 60 a 85% en peso de
CHP. La concentración se lleva a cabo preferentemente por
destilación de cumeno sin reaccionar de la mezcla de reacción.
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Etapa
III
La etapa del procedimiento de escisión
catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno se puede llevar a
cabo de una manera conocida por los expertos en la técnica. La
escisión catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno se
describe, por ejemplo, en los documentos EP 0 589 588, US 4 016 213,
DP 1 443 329, US 4 358 618, GB 930 161 o EP 0 371 738.
La escisión catalizada por ácido del
hidroperóxido de cumeno (CHP) se puede llevar a cabo homogénea o
heterogéneamente. La escisión de CHP se lleva a cabo
preferentemente por escisión homogénea. Como catalizadores, es
posible usar ácidos fuertes tales como ácido sulfúrico, clorhídrico
o fluorhídrico. También es asimismo posible usar heteropoliácidos.
También es posible usar catalizadores sólidos, por ejemplo, resinas
de intercambio iónico ácidas o zeolitas ácidas. Si se usan ácidos
líquidos, se añaden a la mezcla de reacción que comprende CHP. Se
da preferencia a añadir un catalizador ácido a la mezcla de reacción
en tal cantidad que el contenido de catalizador ácido es de 0,002 a
5% en peso.
La mezcla de reacción usualmente comprende no
solo CHP sino también un disolvente. Los disolventes que se pueden
usar son hidrocarburos aromáticos o alifáticos, por ejemplo, cumeno,
benceno, hexano, heptano o ciclohexano, alcoholes tales como
etanol, metanol, propanol o isopropanol, o cetonas o aldehídos, por
ejemplo, acetaldehído, acetona,
metil-isobutil-cetona. Se da
preferencia a usar fenol, cumeno y/o acetona como disolvente. El
contenido de disolvente de la mezcla de reacción en el reactor de
escisión es de 1 a 25 veces el contenido de CHP.
La escisión real se lleva a cabo preferentemente
en uno o más reactores. La temperatura de este reactor o estos
reactores es preferentemente de 40 a 90º. La mezcla de reacción que
se toma del reactor o reactores se puede recircular por lo menos
parcialmente a la entrada del reactor. Se da preferencia a
recircular por lo menos 25-95% de la mezcla de
reacción tomada de la salida del reactor a la entrada del reactor o
reactores de escisión.
Puede ser ventajoso llevar a cabo un tratamiento
térmico subsecuente a la escisión real. Para este propósito, la
mezcla de reacción obtenida del reactor de escisión se transfiere a
un reactor tubular. El reactor tubular está preferentemente a una
temperatura de 80 a 100º. La intención del tratamiento térmico
subsecuente es escindir tanto CHP que no ha sido escindido en los
reactores de escisión como peróxido de dicumilo (DCP) que se ha
formado a partir de CHP y alcohol dimetilbencílico en los reactores
de escisión.
La mezcla de producto de escisión, que puede
venir directamente del reactor de escisión o si no del subsecuente
tratamiento térmico, se trata por destilación. Este tratamiento
produce, en una primera etapa de separación, acetona en bruto que
se puede hidrogenar para dar isopropanol. En etapas de destilación
adicionales, se aísla el fenol deseado de la mezcla de producto de
escisión y se puede hacer pasar para tratamiento o uso. El cumeno
sin reaccionar y los compuestos que se pueden haber formado por
reacciones secundarias, por ejemplo, AMS, se pueden reciclar al
procedimiento general de una manera conocida por los expertos en la
técnica.
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Etapa
IV
El procedimiento de la invención o la etapa del
procedimiento según la invención hace posible preparar isopropanol
a partir de acetona que contiene impurezas, por hidrogenación de
acetona. En particular, el procedimiento de la invención hace
posible preparar isopropanol a partir de acetona en bruto, por
ejemplo, acetona en bruto que se obtiene en la escisión catalizada
por ácido de hidroperóxido de cumeno.
Las impurezas típicas en cetona en bruto son,
por ejemplo, agua, cumeno y/o acetaldehído. Se puede usar acetona
en bruto que contiene hasta 15% en peso de impurezas en el
procedimiento o etapa del procedimiento según la invención. Se da
preferencia a usar acetona en bruto que contiene de 2,5 a 13% en
peso de impurezas. La acetona en bruto que se va a usar según la
invención puede contener hasta 5% en peso de agua, 7,5% en peso de
cumeno y/o 3.000 ppm en peso de acetaldehído.
La hidrogenación no solo convierte acetona en
isopropanol sino que también convierte el cumeno en hidrocumeno y
el acetaldehído en etanol. Dependiendo del propósito para el que se
va a usar el isopropanol preparado según la invención, estos
compuestos se pueden separar del isopropanol de una manera conocida
por los expertos en la técnica.
El procedimiento de la invención o la etapa del
procedimiento según la invención se pueden llevar a cabo en una o
más etapas. El procedimiento de la invención se lleva a cabo
preferentemente en por lo menos dos etapas. Las etapas del
procedimiento se pueden llevar a cabo individualmente, en paralelo
y/o en cascada. Las etapas del procedimiento se llevan a cabo en un
reactor tubular o de circuito.
La hidrogenación de acetona se lleva a cabo
preferentemente como hidrogenación en fase líquida. La hidrogenación
en fase líquida se lleva a cabo preferentemente a una temperatura
de 60 a 140ºC, más preferentemente de 70 a 130ºC, y a una presión
de 10 a 50 bares, más preferentemente de 20 a 35 bares. En las
distintas etapas del procedimiento, se pueden emplear diferentes
condiciones de temperatura y/o presión.
La hidrogenación se puede llevar a cabo usando
cantidades equimolares de hidrógeno y acetona. La hidrogenación se
lleva a cabo preferentemente usando un exceso de hidrógeno. La
relación molar de hidrógeno a acetona es preferentemente por lo
menos 1:1. La hidrogenación se lleva a cabo preferentemente a una
relación de alimentación de hidrógeno a acetona de 1:1 a 5:1,
particular y preferentemente de 1:1 a 1,5:1.
Aparte de las reacciones de hidrogenación, es
posible que ocurran reacciones adicionales en las que se consume
acetona y/o isopropanol, por ejemplo, catalizadas por un
catalizador. Por ejemplo, la condensación aldólica de acetona
catalizada por álcalis puede formar alcohol de diacetona (DAA) que
se puede hidrogenar a hexilenglicol (HG). La eliminación de agua de
DAA y la hidrogenación de óxido de mesitilo (MOX) formado por
eliminación de agua puede producir
metil-isobutil-cetona (MIBK) que se
puede hidrogenar para dar
4-metil-2-pentanol
(MPOL). El producto deseado isopropanol puede reaccionar
adicionalmente por eliminación de agua para formar éter
diisopropílico
(DIPE).
(DIPE).
\newpage
Dado que la aparición de estas reacciones
secundarias disminuye el rendimiento de isopropanol basado en la
acetona usada, el catalizador usado no debe promover estas
reacciones. Por este motivo, un catalizador idealmente debe ser
neutro, es decir, no alcalino y no ácido.
Los catalizadores apropiados para llevar a cabo
el procedimiento de la invención son catalizadores de hidrogenación
comerciales que comprenden Cu, Cr, Ru y/o Ni como componente activo
sobre materiales de soporte neutros tales como Al_{2}O_{3},
TiO_{2}, SiO_{2}, carbón activado y/o ZrO_{2}, o materiales de
soporte que comprenden sus mezclas. Se da particular preferencia a
usar catalizadores que contienen níquel que comprenden alrededor de
10% en peso de níquel sobre un soporte neutro. Los materiales de
soporte neutro apropiados son, en particular,
alfa-Al_{2}O_{3}, TiO_{2}, ZrO_{2} y
mullita.
El procedimiento de la invención se lleva a cabo
preferentemente en por lo menos dos etapas del procedimiento, en el
que el reactor de la primera etapa del procedimiento está
configurado como un reactor de circulación y le reactor de la
segunda etapa del procedimiento está configurado como un reactor
tubular.
Un parte principal de la conversión de acetona
ocurre en el reactor de circulación. El reactor de circulación está
equipado con un bucle de recirculación de producto. El reactor
preferentemente funciona a un nivel de alta concentración y por lo
tanto se puede hacer funcionar usando una pequeña relación de
circulación. La relación de corriente de producto circulado a
alimentación de acetona es de 0,5:1 a 20:1, preferentemente de 2:1
a 10:1. Puede ser ventajoso enfriar el producto de reacción del
reactor de circulación. Es posible enfriar tanto la subcorriente
del producto de reacción que se recircula al reactor como también la
subcorriente que se hace pasar a la segunda etapa del procedimiento
o el reactor tubular.
La temperatura inicial de la primera etapa del
procedimiento es ventajosamente de 60 a 90ºC, y la presión total es
de 10 a 50 bares. Dependiendo de la actividad inicial del
catalizador, puede ser ventajoso reducir la temperatura inicial o
incrementar la relación de circulación para fijar la temperatura de
salida deseada, que puede corresponder a la temperatura de entrada
del reactor tubular.
Dado que la hidrogenación es una reacción
exotérmica, la temperatura se incrementa en el reactor, de modo que
se puede proporcionar refrigeración dentro y/o aguas abajo del
reactor de circulación. La hidrogenación en la primera etapa del
procedimiento se lleva a cabo preferentemente a una temperatura de
60 a 140ºC, preferentemente de 70 a 130ºC, y una presión de 10 a 50
bares, preferentemente de 20 a 35 bares.
Para hidrogenar acetona que no se ha hecho
reaccionar en la primera etapa del procedimiento, la mezcla de
reacción del reactor de circulación se hace pasar a un reactor
tubular. Tal reactor tubular puede ser, por ejemplo, un reactor de
cuba vertical que funciona como reactor tubular.
La segunda etapa del procedimiento, que
preferentemente tiene características de flujo de tapón, se lleva a
cabo preferentemente a una temperatura de 60 a 140ºC,
preferentemente de 70 a 130ºC, y una presión de 20 a 50 bares.
Los catalizadores descritos anteriormente o los
sistemas catalizadores que comprenden catalizador y soporte de
catalizador se pueden usar en ambas etapas del procedimiento. Se da
preferencia a usar un catalizador que contiene níquel que comprende
alrededor de 10% en peso de níquel sobre un soporte neutro en ambas
etapas del procedimiento.
Combinar las etapas del procedimiento I a IV del
procedimiento de la invención hace posible preparar fenol a partir
de benceno y oxígeno sin obtener el coproducto acetona. De este
modo, por ejemplo, puede ser ventajoso usar la acetona formada en
la escisión de CHP en la etapa III de procedimiento del
procedimiento de la invención por lo menos parcialmente en la etapa
IV en la hidrogenación de acetona a isopropanol como material de
partida. Dado que se puede usar acetona en bruto directamente como
material de partida para la hidrogenación en la etapa IV de
procedimiento del procedimiento de la invención, se puede omitir el
costoso tratamiento de la acetona en bruto como se requiere en los
procedimientos convencionales. También es naturalmente posible usar
en la hidrogenación acetona comprada y/o purificada. El isopropanol
formado en la hidrogenación de la acetona o acetona en bruto se
puede usar directamente para la alquilación de benceno (etapa I del
procedimiento). Sin embargo, puede ser ventajoso asimismo que el
isopropanol de la etapa IV se purifique por medios apropiados, por
ejemplo, un tratamiento térmico, antes de su uso en la alquilación.
El tratamiento térmico, por ejemplo, puede comprender la
purificación del isopropanol por destilación en dos columnas de
destilación, siendo separados los compuestos de bajo punto de
ebullición en la primera columna y siendo separados los compuestos
de alto punto de ebullición en la segunda columna.
Un experto en la técnica de la producción de
fenol será capaz de ver combinaciones adicionales posibles que son
asimismo asunto de la presente invención. De este modo, es posible
combinar etapas individuales del procedimiento según la invención
con otras etapas del procedimiento ventajosas. Tales combinaciones
son también asunto de la presente invención.
La Fig. 1 y la Fig. 2 muestran dos realizaciones
de la subetapa del procedimiento de la invención en la que se
prepara isopropanol a partir de acetona en bruto por hidrogenación.
La Fig. 2 y la Fig. 4 muestran dos realizaciones del procedimiento
general en el que se obtiene cumeno a partir de acetona y
benceno.
\newpage
La Fig. 1 muestra una realización de la etapa
del procedimiento de hidrogenación de acetona en el procedimiento de
la invención, sin que el procedimiento esté restringido a esta
realización.
La alimentación (F) puede estar colocada en el
recipiente (A) de separación por medio de la bomba (FP) o se puede
alimentar continuamente en el caso de funcionamiento continuo. Del
recipiente de separación, la mezcla de reacción se puede hacer
circular por medio de la bomba de circulación (ZP) vía la
circunvalación (bp) o el reactor (R) en el que está localizado el
lecho (KB) de catalizador. La mezcla de reacción se puede calentar a
la temperatura deseada por medio del intercambiador de calor (K1).
Se introduce hidrógeno dentro del sistema vía (H). El reactor (R)
está seguido de un refrigerador (K2) en el que se puede enfriar la
mezcla de reacción. Después de enfriar, la mezcla de reacción va al
recipiente (A) de separación de fases. El producto se puede retirar
del sistema de reacción vía (P).
La Fig. 2 muestra una realización adicional de
la etapa del procedimiento de hidrogenación de acetona en el
procedimiento de la invención, sin que el procedimiento esté
restringido a esta realización.
En esta realización, una corriente (a) de
acetona en bruto junto con una corriente (b1) de hidrógeno se
alimentan a un reactor de circulación (R1). La mezcla de reacción
se transporta del reactor de circulación vía la conducción (c) al
aparato de separación de fases (PT1). El hidrógeno sin consumir se
separa de la mezcla de reacción formada en el reactor de
circulación por separación de fases en el separador de fases (PT1).
Este hidrógeno se puede retroalimentar al reactor de circulación
vía la conducción (rg1). La parte líquida de la mezcla de reacción
se puede recircular asimismo por lo menos parcialmente al reactor de
circulación vía la conducción (ra). Se puede introducir calor o
retirarlo de la mezcla de reacción recirculada por medio de
intercambiador de calor (W1). Parte de la parte líquida de la
mezcla de reacción se puede transportar vía la conducción (d) a un
reactor tubular (R2), siendo llevada la mezcla de reacción hasta
una temperatura particular en un intercambiador de calor (W2). La
mezcla de reacción se transporta junto con hidrógeno de la
conducción (b2) al reactor tubular (R2). La mezcla de reacción
abandona el reactor tubular vía la conducción e. Después de
abandonar el reactor tubular vía la conducción e, el hidrógeno
presente en la mezcla de reacción se separa de nuevo de la parte
líquida de la mezcla de reacción por separación de fases (por
ejemplo, por vaporización instantánea) en el aparato (PT2) de
separación de fases y se puede retroalimentar al reactor tubular vía
la conducción (rg2). Vía la conducción (f), el isopropanol formado
por la hidrogenación de la acetona en bruto se hace pasar para uso
adicional.
La Fig. 3 muestra una realización del
procedimiento de la invención, sin que el procedimiento esté
restringido a ella.
En esta realización del procedimiento de la
invención, una corriente de acetona en bruto (a) obtenida en la
escisión de CHP se hidrogena en una etapa del procedimiento como se
describe para la Fig. 2 para formar isopropanol que se obtiene vía
la conducción (f). Este se usa para la alquilación de benceno a
cumeno.
Para este propósito, la fase líquida de la
conducción (f) se alimenta al reactor (R3). También se alimenta
benceno al reactor vía la conducción (be). La alquilación tiene
lugar en este reactor. La mezcla de reacción del reactor (R3) se
transfiere vía la conducción (g) y el intercambiador de calor (W5)
al aparato (PT3) de separación de fases. De este, una fase acuosa
se puede transportar vía la conducción (j) a una etapa de
tratamiento para la recuperación de productos de valor, por
ejemplo, cumeno o isopropanol disueltos en agua, o para desecho. Vía
la conducción (rb), parte de la fase orgánica de la mezcla de
reacción se puede recircular al reactor (R3). Se puede retirar
calor o introducirlo en esta parte reciclada de la mezcla de
reacción por medio del intercambiador de calor (W3). Parte de la
fase orgánica de la mezcla de reacción se transporta vía la
conducción (h) a la columna de destilación (K1). En la parte
superior de la columna, se retira un producto que comprende
predominantemente benceno y/o isopropanol. Parte de este se puede
retroalimentar al reactor (R3) vía la conducción (ri) o parte de
ello se puede retirar del sistema vía la conducción (i) y hacerlo
pasar a otro uso o tratamiento. En el fondo de la columna (K1), se
retira una mezcla que hierve a una temperatura más alta que el
isopropanol y se puede alimentar vía la conducción (k) al lado de
la columna de destilación (K2). En la parte superior de la columna
(K2), se retira una fracción que contiene cumeno y esta se puede
transportar vía la conducción (cu) para tratamiento o uso adicional,
por ejemplo, la oxidación. Una fracción que tiene un punto de
ebullición más alto que el del cumeno se obtiene en el fondo de
esta columna (K2). Esta fracción se puede alimentar vía la
conducción (l) a la columna de destilación (K3). En la columna
(K3), se separan poliisopropilbencenos y/o diisopropilbencenos de
los compuestos de alto punto de ebullición. Los bencenos alquilados
múltiplemente se retiran en la parte superior de la columna y se
transportan vía la conducción (dib) al reactor (R4). Se obtienen
compuestos de alto punto de ebullición en el fondo de la columna
(K3) y se pueden hacer pasar vía la conducción (hs) para tratamiento
o uso. Además de los bencenos múltiplemente alquilados, se
introduce benceno vía la conducción (be2) dentro del reactor (R4) en
el que tiene lugar la transalquilación. La mezcla de reacción que
abandona el reactor se alimenta vía la conducción (re), en la que
está localizado intercambiador de calor (W4) por medio del que se
puede retirar calor o introducirlo en la mezcla se reacción, a la
columna (K1) de destilación.
La Fig. 4 muestra una realización adicional del
procedimiento de la invención, sin que el procedimiento esté
restringido a ella.
En esta realización del procedimiento de la
invención, el isopropanol, como se muestra en la Fig. 3, no se
alimenta directamente a la alquilación sino que en su lugar se trata
primeramente y purifica por destilación y se alimenta subsecuente
al reactor de alquilación. Al contrario de la realización mostrada
en la Fig. 3, la mezcla de reacción obtenida en el aparato (PT2) de
separación de fases o la parte líquida de la mezcla de reacción no
se transporta directamente al reactor (R3), sino que en su lugar se
transporta vía la conducción (f2) a la columna de destilación (D1).
En esta, el isopropanol se separa de los compuestos de bajo punto de
ebullición. Estos compuestos de bajo punto de ebullición, por
ejemplo, acetona, se retiran en la parte superior de la columna vía
la conducción (m) y se hacen pasar al tratamiento. Si los compuestos
de bajo punto de ebullición están compuestos principalmente de
acetona, estos se pueden retroalimentar al reactor (R1). La fracción
retirada en el fondo de la columna se puede transportar vía la
conducción (n) a una columna de destilación (D2) adicional. En esta
columna de destilación, se separa isopropanol de los compuestos de
alto punto de ebullición. El isopropanol retirado en la parte
superior de la columna se puede hacer pasar vía la conducción (ri)
al reactor (R3) en el que tiene lugar la reacción de alquilación
como en la Fig. 3. Los compuestos de alto punto de ebullición
separados del isopropanol y obtenidos en el fondo de la columna se
pueden hacer pasar vía la conducción (o) al tratamiento o al
uso.
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En una planta experimental como se muestra en la
Fig.1, el reactor de circulación se cargó con alrededor de 65 g de
catalizador (10% de níquel sobre \alpha-(óxido de aluminio)). La
alimentación (F) se coloca en el recipiente de separación (A) y se
circula por bombeo vía la circunvalación (bp). El aparato
subsecuentemente se lleva a la temperatura deseada. En el comienzo
de la reacción, el reactor R se conecta al circuito. Después de 5
minutos, se ha establecido una temperatura constante y una presión
constante, y se toman las primeras muestras de producto. La
temperatura era de alrededor de 130ºC y la presión era de 25 bares
absolutos (presión parcial de H_{2}: alrededor de 20 bares
absolutos). Se introdujo hidrógeno vía la conducción (H). El
hidrógeno se introdujo automáticamente en una cantidad que
corresponde a la consumida por la hidrogenación. Como alimentación,
se colocó inicialmente en el recipiente (A) de separación acetona
que contiene las impurezas mostradas en la tabla 1. La tabla 1
indica asimismo la composición de la mezcla de reacción después de
la hidrogenación.
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\vskip1.000000\baselineskip
Como se puede ver de la tabla, la etapa del
procedimiento según la invención es muy apropiada para preparar
isopropanol a partir de acetona en bruto.
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En una planta como se describe en la Fig. 4,
acetona en bruto que comprende 94% en peso de acetona junto con
agua (alrededor de 4% en peso) y cumeno (alrededor de 1,2% en peso)
y también, por lo menos, metanol, acetaldehído, dimetoximetano,
hidrocumeno, alcohol de diacetona y
2-metil-2,4-pentanodiol
en cantidades de alrededor de 100 ppm en peso cada una se alimentan
al reactor de circulación que está provisto de un catalizador de
níquel reducido y estabilizado (10% de níquel sobre \alpha-(óxido
de aluminio)). Además, se alimenta una corriente de hidrógeno al
reactor de circulación. La relación de recirculación era 2,5:1. La
hidrogenación de la acetona en bruto en el reactor de circulación
se lleva a cabo a una temperatura de 60 a 140ºC y una presión de 20
a 40 bares absolutos.
La mezcla de reacción tomada del reactor de
circulación se despresurizó para separar el hidrógeno y se
transportó subsecuentemente a un reactor tubular al que se alimentó
asimismo hidrógeno y que estaba provisto asimismo de un catalizador
de níquel reducido y estabilizado. La hidrogenación posterior de la
acetona en bruto que no había sido hidrogenada en el reactor de
circulación ocurrió en este reactor tubular que tenía un perfil de
temperatura de 90 a 132ºC y una presión de 20 a 40 bares absolutos.
Después de separar el hidrógeno, la mezcla de reacción tenía la
siguiente composición: alrededor de 94% en peso de isopropanol, 0,5%
en peso de acetona, 4% en peso de agua, alrededor de 1,2% en peso
de hidrocumeno junto con dimetoximetano,
metil-isobutil-cetona, alcohol de
diacetona, hexilenglicol,
4-metil-2-pentanol y
2-metil-2,4-pentanodiol
en el intervalo bajo de ppm en peso. Ya no se pudo detectar cumeno y
acetaldehído en esta mezcla.
La mezcla de reacción se trató introduciéndola
en una primera columna de destilación en la que los compuestos de
bajo punto de ebullición, por ejemplo, acetona, metanol y
dimetoximetano se separaron de la mezcla de reacción por la parte
superior. La mezcla de reacción restante se tomó del fondo de esta
columna y se alimentó a una columna de destilación adicional. En
esta columna de destilación, el isopropanol se separó de la mezcla
de reacción y se recogió en la parte superior de la columna de
destilación.
El isopropanol obtenido de este modo se alimentó
directamente a un reactor de circulación al que se alimentó también
benceno. La alquilación tuvo lugar en este reactor de circulación a
una presión de alrededor de 45 bares absolutos, y el reactor tenía
un perfil de temperatura de 200 a 230ºC. En un recipiente de
separación de fases aguas abajo, la mezcla de reacción se separó en
una fase orgánica y una fase acuosa. La fase acuosa, que está
saturada con constituyentes orgánicos, se destiló y el azeótropo
agua-isopropanol que se separó por destilación se
recirculó al reactor de circulación. La fase orgánica del recipiente
de separación de fases se recirculó parcialmente al reactor de
circulación, siendo la relación de circulación de las partes
orgánicas recicladas de la mezcla de reacción a los materiales de
partida alimentados al reactor de 5:1. La otra parte de la fase
orgánica de la mezcla de reacción se pasó a tres columnas de
destilación conectadas en serie. En la primera columna de
destilación, se separaron de la fase orgánica compuestos de bajo
punto de ebullición tales como propeno, benceno e isopropanol sin
reaccionar. Estos compuestos de bajo punto de ebullición se
retroalimentaron al reactor de circulación como reactivo de
alquilación. Las colas de esta columna se pasaron a la siguiente
columna en la que se separó cumeno de la fase orgánica restante.
Este cumeno se alimentó directamente a la oxidación para preparar
hidroperóxido de cumeno (CHP). Las colas de la columna de
destilación se alimentaron a la tercera columna de destilación en
la que se separaron diisopropilbenceno y/o poliisopropilbencenos de
los restantes compuestos orgánicos de alto punto de ebullición. Las
colas se pasaron a la utilización térmica. Los bencenos
múltiplemente alquilados se transportaron a un reactor tubular al
que se alimentó también benceno. Se llevó a cabo una reacción de
transalquilación a una temperatura de alrededor de 220ºC y a una
presión de 40 bares absolutos en presencia de zeolitas como
catalizador para formar cumeno a partir de benceno y bencenos
múltiplemente alquilados. La mezcla de reacción de este reactor se
transportó de nuevo a la primera columna de destilación después del
reactor de alquilación para ser capaces de separar benceno sin
reaccionar de la mezcla de reacción una vez más, a continuación
para separar el cumeno de la mezcla de reacción en la siguiente
columna de destilación y para alimentarlo a la oxidación.
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En un reactor de tanque agitado se hicieron
reaccionar 881 g (85% en peso) durante una hora con 156 g (15% en
peso) de isopropanol en presencia de 8 g del catalizador mostrado en
la tabla 2 a una temperatura de 230ºC y una presión de 50 bares
absolutos. La composición del producto de reacción se analizó por
cromatografía de gases después de la terminación de la reacción. Los
resultados se dan en la tabla 2.
*Catalizador de la técnica anterior.
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El ejemplo 3 demuestra que usando el catalizador
según la presente invención en la etapa de alquilación se podría
conseguir una selectividad mejorada de cumeno así como una
conversión incrementada de benceno comparado con el catalizador de
la técnica anterior.
Claims (24)
1. Un procedimiento para la preparación de
cumeno haciendo reaccionar isopropanol o una mezcla de isopropanol y
propeno con benceno en fase líquida en presencia de un catalizador
de \beta-zeolita que tiene una relación molar de
SiO_{2}/Al_{2}O_{3} mayor de 10:1, en el que se modifica la
acidez del catalizador por adición superficial de agua.
2. El procedimiento de la reivindicación 1, en
el que el catalizador usado es una \beta-zeolita
que tiene una relación de SiO_{2}:Al_{2}O_{3} de 20:1 a
200:1.
3. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que el contenido de agua de la
corriente de alimentación total al reactor no excede de 5% en peso
basado en el peso de la corriente de alimentación total.
4. El procedimiento de la reivindicación 3, en
el que el contenido de agua varía de 0,1 a 5% en peso,
preferentemente de 0,5 a 4,5% en peso.
5. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que la relación molar de benceno
a isopropanol en la corriente de alimentación al reactor es mayor de
1:1.
6. El procedimiento de la reivindicación 5, en
el que la relación molar de benceno a isopropanol en la corriente de
alimentación al reactor para la reacción de benceno con isopropanol
es de 3:1 a 10:1.
7. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que la reacción se lleva a cabo
a una temperatura de 100 a 300ºC.
8. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que la reacción se lleva a cabo
a una presión de 10 a 100 bares absolutos.
9. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que la reacción se lleva a cabo
en un reactor de tanque agitado, un reactor de lecho percolador o un
reactor de lecho fijo.
10. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones precedentes, en el que la mezcla de reacción,
después de abandonar el reactor, se separa en una fase acuosa y una
fase orgánica por separación de fases líquido/líquido.
11. El procedimiento de la reivindicación 10, en
el que parte de la parte orgánica de la mezcla de reacción se
devuelve al reactor.
12. El procedimiento de la reivindicación 11, en
el que la relación de la parte orgánica reciclada de la mezcla de
reacción a los materiales de partida es de 1:1 a 100:1.
13. Un procedimiento para preparar fenol a
partir de benceno, que comprende las etapas
- I.
- preparación de cumeno según un procedimiento de cualquiera de las reivindicaciones 1-12,
- II.
- oxidación de cumeno a hidroperóxido de cumeno,
- III.
- escisión catalizada por ácido de hidroperóxido de cumeno para dar fenol y acetona, y
- IV.
- hidrogenación de acetona para formar isopropanol.
\vskip1.000000\baselineskip
14. El procedimiento de la reivindicación 13, en
el que el isopropanol usado se obtiene por hidrogenación de acetona
en por lo menos dos etapas del procedimiento.
15. El procedimiento de la reivindicación 14, en
el que la acetona usada es acetona en bruto.
16. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 14 y 15, en el que la hidrogenación se lleva a cabo
como hidrogenación en fase líquido a una temperatura de 60 a 140ºC y
una presión de 10 a 50 bares.
17. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 15 y 16, en el que la acetona en bruto contiene
hasta 15% en peso de impurezas.
18. El procedimiento de la reivindicación 17, en
el que la acetona en bruto contiene de 2,5 a 13% en peso de
impurezas.
19. El procedimiento de la reivindicación 17 o
18, en el que la acetona en bruto contiene hasta 5% en peso de
agua.
\newpage
20. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 17 a 19, en el que la acetona en bruto contiene
hasta 7,5% en peso de cumeno.
21. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 17 a 20, en el que la acetona en bruto contiene
hasta 3.000 ppm en peso de acetaldehído.
22. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 14 a 21, en el que la conversión de acetona en la
hidrogenación es por lo menos 99%.
23. El procedimiento de cualquiera de las
reivindicaciones 14 a 22, en el que se usa para la hidrogenación un
catalizador que comprende Ni, Cu, Ru y/o Cr sobre un soporte
neutro.
24. El procedimiento de la reivindicación 23, en
el que se usa un catalizador que contiene níquel sobre un soporte de
\alpha-Al_{2}O_{3}.
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