PROCESO PARA LA PRODUCCIÓN CONTINUA DE POLIÉTER-ALCOHOLES
Descripción La invención se relaciona con un proceso continuo para la producción de poliéter-alcoholes. Los poliéter-alcoholes se producen en grandes cantidades y se utilizan ampliamente. Generalmente, se producen mediante una reacción de adición de óxidos de alquileno con iniciadores H-funcionales . Usualmente, la reacción de adición se efectúa en la presencia de catalizadores, en particular compuestos básicos, tales como aminas o hidróxidos de metales álcali, o compuestos de cianuro multimetálico, también denominados catalizadores de DMC. El principal campo de utilización de los poliéter-alcoholes es la producción de poliuretanos . Dependiendo de los requerimientos con respecto a las propiedades de los poliuretanos, los poliéter-alcoholes pueden diferir en gran medida en su funcionalidad, el peso molecular y los iniciadores utilizados. Actualmente, los poliéter-alcoholes se producen de manera predominante mediante el procesamiento por lotes o semilotes. Los catalizadores de DMC son una excepción. Dado que estos catalizadores promueven el crecimiento de cadenas cortas en cadenas más largas, los poliéter-alcoholes también pueden prepararse mediante un proceso continuo. Aquí, el iniciador y óxidos de alquileno se miden continuamente dentro de un reactor continuo, por ejemplo, un reactor de tanque con agitación continua o un reactor tubular, y el producto terminado se remueve continuamente. Tales procesos se describen, por ejemplo, en WO 98/03571 o en DD 204 735. Sin embargo, estos procesos se limitan a catalizadores de DMC. Sin embargo, sólo los poliéter-alcoholes como los que se utilizan para la producción de espumas de poliuretano flexible pueden prepararse con el uso de iniciadores líquidos mediante el procedimiento de DMC. La reacción de adición de los óxidos de alquileno con iniciadores sólidos o con aminas aromáticas, como los que se utilizan como iniciadores para la producción de poliéter-alcoholes para su uso en espumas de poliuretano rígido, no es posible con catalizadores de DMC. Sería deseable encontrar un proceso para la producción de poliéter-alcoholes de espuma rígida que se mejora en comparación con el proceso por semilotes que se acostumbra actualmente. Se requieren reactores relativamente grandes en este procedimiento debido a que los prolongados tiempos de montaje y vaciamiento determinan de manera decisiva el costo del capital de las plantas de producción. Además, válvulas, bombas y motores se someten a una presión considerable debido a las cargas cambiantes. Precisamente en la producción de polioles sobre la base de azúcar, un motor potente, engranajes y ejes de agitación son además necesarios para poder mezclar la suspensión de azúcar de manera exhaustiva con los óxidos de alquileno. El procedimiento por semilotes puede, además, resultar en variaciones en la calidad del producto de lote a lote. El procedimiento por semilotes también tiene desventajas durante la alcoxilación. En general, el azúcar se mezcla con un co-iniciador, tal como glicerol, dietilenglicol, trietanolamina, dipropilenglicol o agua para formar una suspensión. Posteriormente se mide el óxido de alquileno. Sin embargo, particularmente al principio del proceso, el óxido de propileno es prácticamente insoluble en la suspensión de azúcar. Por consiguiente, las altas presiones ocurren inicialmente en el reactor, de modo que, en ciertas circunstancias, debe detenerse la medición del óxido de alquileno. Además, se observan diferentes grados de alcoxilación. La conversión de este procedimiento en un procedimiento continuo más eficiente en cuanto a precio no es posible directamente. Dado que la propoxilación catalizada con álcali es una polimerización activa, la conversión directa de la tecnología por semilotes, cuando sea posible, por ejemplo, en el caso de la catálisis de DMC y que se describe en la US 5698012, no es posible. En cambio, en este caso se observan amplias distribuciones de peso molecular.
Las WO 00136514, WO 00136088 y O 00136513 describen reactores tubulares que también pueden utilizarse para la producción de poliéter-alcoholes de espuma rígida. Para obtener una conversión completa aquí, los reactores tubulares deben diseñarse para ser muy grandes. Aunque el uso de reactores tubulares de flujo llevaría a distribuciones reducidas de peso molecular, la suspensión que comprende azúcar y co- iniciadores puede bombearse con dificultad y, en lo absoluto, sólo mediante procedimientos muy costosos a través de las tuberías. También persisten los problemas ocasionados por la no miscibilidad de la fase del óxido de alquileno y la fase del azúcar y, en consecuencia, los bajos índices de reacción debido a la baja concentración. Además, numerosos puntos de medición son necesarios para poder operar el reactor de manera segura y monitorear la temperatura de reacción. Por consiguiente, el objetivo fue proporcionar un proceso mejorado para la producción continua de poliéter-alcoholes, en particular aquellos para la producción de espumas de poliuretano rígido, que lleva a que los productos que tienen una distribución reducida de peso molecular, puedan operarse de manera simple y segura y también permitan el uso de iniciadores sólidos. Sorprendentemente, el objetivo puede lograrse si la reacción del iniciador con el óxido de alquileno se efectúa en un reactor de mezclado a contracorriente, en particular un reactor de tanque con agitación continua (CSTR) . Por consiguiente, la invención se relaciona con un proceso para la producción continua de poliéter-alcoholes al hacer reaccionar iniciadores H-funcionales con óxidos de alquileno utilizando catalizadores básicos, en donde por lo menos un iniciador se mide con por lo menos un óxido de alquileno continuamente dentro de un reactor de mezclado a contracorriente y el producto de la reacción se remueve continuamente del reactor de mezclado a contracorriente. De preferencia, al menos un iniciador es por lo menos tetrafuncional . El término "tetrafuncional" significa que el compuesto tiene por lo menos 4 átomos de hidrógeno reactivos . Por lo menos los compuestos tetrafuncionales utilizados de preferencia como iniciadores se seleccionan en particular a partir de los compuestos usualmente utilizados para la producción de poliéter-alcoholes. Estos son de preferencia aminas alifáticas, en particular etilendiamina, y aminas aromáticas, en particular toluendiamina (TDA) y mezclas de isómeros de diisocianato de difenilmetano y sus homólogos más altos (MDA) , mezclas de aminas aromáticas y alifáticas o compuestos funcionales de OH sólido, tales como pentaeritritol , carbohidratos, de preferencia almidón, celulosa y particularmente de preferencia azúcar, en particular sorbitol, manitol, glucosa, fructosa y sacarosa. También es posible el uso de melamina y sus derivados H-funcionales . Dado que algunos de por lo menos los iniciadores tetrafuncionales son sólidos a las temperaturas de reacción, y, particularmente en el caso de los azucares y aquí en particular de la sacarosa, tampoco pueden derretirse sin descomposición, deben tomarse precauciones particulares para la medición continua de estas sustancias. Por lo tanto, es verdad que, en principio, es posible suministrar estos compuestos como sólidos al reactor, por ejemplo, a través de un tubo. Sin embargo, particularmente en el caso de la sacarosa, esto puede llevar a aglomeraciones y bloqueos en los tubos. Además, es posible disolver el iniciador sólido en un solvente, tal como agua, o suspenderla en compuestos que son líquidos a la temperatura de procesamiento y suministrarla al reactor en esta forma. También puede efectuarse la alimentación a través de bombas o, particularmente en el caso de suspensiones altamente viscosas, a través de transportadores de rosca, por ejemplo, bombas de rosca excéntricas, bombas de rosca y otras bombas positivas . Los compuestos que son líquidos a la temperatura de procesamiento pueden ser compuestos de bajo peso molecular, en particular compuestos difuncionales o trifuncionales que tienen átomos de hidrógeno activos, en particular alcoholes, tales como etilenglicol , propilenglicol o glicerol. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, estos son un intermediario o el producto final del proceso. Particularmente, esto puede provocarse al remover el agua o el catalizador, pero también puede ser el producto sin purificar. También es posible utilizar polieteroles de difuncionales a tetrafuncionales que tienen pesos moleculares de 200 hasta 600 g/mol como co-iniciadores . Estos polieteroles pueden estar libres de catalizadores o pueden comprender un catalizador. También es posible utilizar aquí un catalizador distinto al que se utiliza en el proceso continuo real. Por consiguiente, también es concebible introducir además un catalizador en la reacción mediante el uso del polieterol alcalino adicional. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, con el uso de iniciadores sólidos, un reactor en el que el iniciador sólido se licúa mediante una reacción de adición de una pequeña cantidad de óxido de alquileno y este precursor se mide continuamente dentro del reactor de mezclado a contracorriente continua se conecta corriente arriba del reactor de mezclado a contracorriente continua. Tal reactor corriente arriba puede ser un reactor continuo o por lotes. Con el uso de un reactor por lotes en esta etapa preliminar, el precursor usualmente se almacena de manera temporal en depósitos y se suministra desde ahí continuamente al reactor de mezclado a contracorriente. Con el uso de un reactor continuo en esta etapa preliminar, el precursor puede medirse directamente en el reactor de mezclado a contracorriente o, de igual modo, almacenarse de manera temporal en depósitos y alimentarse continuamente desde ahí al reactor de mezclado a contracorriente. La cantidad requerida de óxido de alquileno que se somete a una reacción de adición con el iniciador sólido, en particular la sacarosa, es variable. El objetivo es someter el óxido de alquileno a una reacción de adición en una cantidad tal, que se licué el iniciador sólido. También es posible utilizar una parte del producto terminado, antes o después de la remoción del catalizador, como un co-iniciador . Este reciclaje del producto resulta en que el iniciador sólido se disperse en una masa más grande que iniciador líquido. Esta etapa preliminar puede utilizarse de manera particularmente ventajosa si el iniciador es inicialmente insoluble en la mezcla de reacción presente en el reactor de mezclado a contracorriente continua y se vuelve soluble sólo después de la reacción de adición de óxido de alquileno, como, por ejemplo, en el caso de la sacarosa. El reactor de mezclado a contracorriente continua puede ser un reactor de tanque con agitación continua, un reactor de circuito de chorro que tiene un intercambiador térmico interno, como se describe, por ejemplo, en DE 19854637 o en DE 10008630, o un reactor de circuito de chorro que tiene un intercambiador térmico externo, como se describe, por ejemplo, en EP 419 419. Es particularmente preferible un reactor de tanque con agitación continua. El reactor de mezclado a contracorriente continua, en particular el tanque con agitación, puede diseñarse para ser individual o en la forma de una cascada. El tamaño del reactor depende del tiempo de residencia requerido y puede determinarse en la manera acostumbrada por las personas con experiencia en la técnica. De preferencia, debe elegirse por lo menos de modo que se alcance el grado deseado de alcoxilación en el que el iniciador sólido agregado se disuelva en el medio de reacción. La remoción de calor durante la alcoxilación exotérmica puede efectuarse a través de un intercambiador térmico externo. Para prevenir que el azúcar residual se transporte a las siguientes etapas del proceso, el producto puede removerse de la circulación de enfriamiento externo después de pasar una unidad de filtración con flujo transversal. La corriente que contiene azúcar se recicla al tanque con agitación, mientras que la corriente del producto que contiene azúcar pasa a la siguiente etapa del proceso. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, el poliéter-alcohol preparado se remueve del reactor de mezclado a contracorriente. En otra modalidad del proceso de acuerdo con la invención, un reactor continuo adicional se conecta al reactor de mezclado a contracorriente continua. Tal reactor continuo adicional puede de igual modo ser un reactor de mezclado a contracorriente, pero es de preferencia un reactor tubular. En lo siguiente, a éste también se le denomina postreactor . En una modalidad, este postreactor sirve para la conversión completa de óxido de alquileno aún presente en la descarga del reactor de mezclado a contracorriente continua. En esta modalidad, el óxido de alquileno no se mide dentro del postreactor. Si se requiere, pueden agregarse catalizadores adicionales a la mezcla de reacción antes o durante la reacción en el postreactor. Éste puede ser el mismo catalizador que en el reactor de mezclado a contracorriente continua u otro catalizador. También es posible diseñar el reactor corriente abajo, de modo que el iniciador sólido se convierta completamente y ningún contenido del iniciador sólido permanezca en el producto. Puede retirarse el exceso de óxido de alquileno presente. En una modalidad adicional del proceso de acuerdo con la invención, el peso molecular del producto del reactor de mezclado a contracorriente continua se incrementa además en el postreactor. Para este propósito, si hay óxido de alquileno adicional apropiado y, si es apropiado, el iniciador adicional, en particular el iniciador líquido, que puede comprender alcoholes, aminas o los alcoxilatos de los mismos, se mide dentro del postreactor. En el caso de un reactor tubular, la medición puede efectuarse directamente en la entrada del postreactor y/o en por lo menos un punto de medición en el curso del reactor tubular. De preferencia, los reactores tubulares utilizados pueden ser de diseños diferentes. Por lo tanto, es posible utilizar un tubo vacío. De preferencia, el tubo puede diseñarse con internos, por ejemplo con empaquetaduras, mezcladores estáticos con o sin superficies de intercambiador térmico interno y/o internos que llevan a la formación de flujo en tapones, por ejemplo, los tipos SMX, S R de Sulzer comercialmente disponibles o como un reactor de tubo helicoidal. La remoción de calor puede efectuarse a través de la camisa o una bovina de refrigeración interna en el reactor tubular o por el enfriamiento intermediario con la ayuda de intercambiadores térmicos insertados o intercambiadores térmicos proporcionados entre las secciones del tubo. Como se describe, los puntos de medición para el iniciador, óxidos de alquileno y catalizadores pueden instalarse en uno o más puntos del reactor tubular. También es posible operar el reactor sin puntos de medición adicionales. En esta modalidad, el óxido de alquileno requerido para la reacción en el reactor adicional se agrega a la mezcla de reacción antes de entrar en este reactor. Los tiempos de residencia en los reactores adicionales dependen ya sea del requerimiento para obtener una concentración de óxido de propileno libre por debajo del 5%, de preferencia por debajo del 1%, después del reactor. Alternativamente, el postreactor puede diseñarse de modo que se minimice el contenido residual del iniciador sólido, de preferencia a un contenido residual menor que 0.5%, según el peso. Los índices de flujo en los reactores tubulares deben elegirse de modo que se logre la mezcla radial en el medio de reacción, lo que resulta en sólo temperaturas radiales reducidas y gradientes de concentración, si acaso existe alguno. Esto puede obtenerse a través de un perfil de flujo turbulento, internos, tales como empaquetaduras o mezcladores estáticos, o un tubo enrollado. Al igual que en el reactor de mezclado a contracorriente continua, las temperaturas de reacción deben elegirse de modo que, en primer lugar, pueda obtenerse un alto índice de reacción y, en segundo lugar, se evite dañar al producto. Las concentraciones de óxidos de alquileno libres en los puntos de alimentación deben elegirse de modo que se asegure la remoción de calor después de la reacción. Una modalidad concebible sería un reactor tubular que se divide en secciones separadas una de la otra, los llamados compartimentos, mediante placas cerradas, cuyos compartimentos se conectan uno con el otro mediante tuberías externas en las que la descarga del reactor de la primera etapa de la reacción fluye en sucesión a través de los compartimentos . Ningún óxido de alquileno se mide dentro de este reactor. Por lo menos los iniciadores tetrafuncionales pueden utilizarse solos o en combinación con otros compuestos H-funcionales , los denominados co-iniciadores . Los coiniciadores posibles son alcoholes y aminas que tienen 1-6 grupos funcionales que pueden reaccionar con óxidos de alquileno. En particular, estos son alcoholes difuncionales o trifuncionales , aminoalcoholes o aminas. Estos compuestos son líquidos por lo menos a temperatura ambiente y deben mejorar la bombeabilidad y fluibilidad de la mezcla de reacción y establecer la funcionalidad del poliéter-alcohol preparado. Ejemplos de estos son glicerol, etilenglicol, propilenglicol , etanolamina, dietanolamina, trietanolamina, dietilenglicol, dipropilenglicol y agua y los alcoxilatos inferiores de los mismos (peso molecular 200-600 g/mol) . En el postreactor, donde se efectúa la medición del iniciador, se usan de preferencia los que tienen una funcionalidad de no más de 3.
Como se describe, se utilizan compuestos básicos como catalizadores. Estos usualmente son aminas terciarias y/o hidróxidos de metales álcali y metales alcalinotérreos . Ejemplos de catalizadores de amina son trimetilamina, tributilamina, trietilamina, dimetiletanolamina y dimetilciclohexilamina . Ejemplos de los hidróxidos son hidróxido de potasio, hidróxido de sodio, hidróxido de estroncio e hidróxido de calcio. Tales catalizadores . pueden utilizarse de manera individual o como una mezcla de uno con otro. Es posible utilizar el mismo o diferente catalizador en el reactor de mezclado a contracorriente continua y en el reactor adicional . En una modalidad particular del proceso de acuerdo con la invención, se utilizan catalizadores de amina en el reactor de mezclado a contracorriente continua e hidróxidos metálicos en el reactor adicional. La concentración del catalizador puede ser desde 0.01 hasta 10%, con base en la masa total del poliol. Si se utilizan aminas fácilmente volátiles, tales como TMA o TEA, también es posible separarlas del producto final por medio de separación o destilación y para volver a utilizarlas. Si se requiere, los catalizadores, en particular hidróxidos metálicos, pueden removerse después de dejar el reactor tubular. Aquí, es posible emplear procesos de cristalización con el uso de ácidos minerales, tales como ácido fosfórico, procesos de adsorción con el uso de adsorbentes acídicos, tales como Ambosol, y/o procesos de intercambio de iones. Es posible además, llevar a cabo sólo una neutralización por medio de ácidos orgánicos, tales como ácido acético, ácido láctico, ácido cítrico o ácido 2-etilhexanóico, o ácidos minerales en lugar de la remoción completa o parcial del catalizador . El proceso de acuerdo con la invención se lleva a cabo de manera usual a temperaturas de 50 hasta 180°C. La presión durante la reacción en el CSTR es de 1-40 barg, y la presión en el reactor tubular debe elegirse de modo que los óxidos de alquileno permanezcan líquidos durante la mayor parte, pero, tanto como sea posible, por completo. En ciertas circunstancias, por ejemplo, con el uso de reactores tubulares verticales, sin embargo, puede estar presente una etapa en estado gaseoso. La concentración de óxido de alquileno libre debe ser de 1-40% en todas las etapas del proceso. Después de la reacción de adición completa de los óxidos de alquileno, el poliéter-alcohol se desarrolla en la manera acostumbrada. Por lo tanto, puede ser necesario remover residuos de óxidos de alquileno mediante la separación en columnas, columnas de burbujas o evaporadores , en particular evaporadores de película delgada o evaporadores de película descendente. Al mismo tiempo, puede removerse cualquier catalizador volátil presente, en particular aminas. Los óxidos de alquileno y/o catalizadores volátiles removidos al final de la cascada de reacciones o entre dos reactores dentro de la cascada pueden ya sea descartarse o pueden utilizarse de nuevo como materiales de inicio. Por un lado, es posible suministrar las sustancias como líquidos después de la condensación. Por otro lado, los componentes gaseosos de reacción pueden introducirse también en la mezcla de reacción con el uso de un absorbente adecuado, por ejemplo una columna absorbente. La introducción del óxido de alquileno y/o catalizador reciclado puede efectuarse tanto al comienzo de la cascada de reactores como entre dos reactores . La mezcla del iniciador o partes de la misma pueden utilizarse como absorbentes. La remoción de los catalizadores con base en metales álcali o metales alcalinotérreos , la cual es necesaria dependiendo de la aplicación, puede efectuarse mediante métodos clásicos, por ejemplo, cristalización, intercambio iónico o adsorción. En este caso, compiten los productos que tienen una alcalinidad de < 200 ppm. De preferencia, tales procesos deben operarse continuamente. Si se requiere, puede efectuarse la estabilización de los productos mediante antioxidantes, por ejemplo, por razones relacionadas con la aplicación o la vida útil. Por medio del proceso de acuerdo con la invención, es posible preparar poliéter-alcoholes en una manera simple y efectiva mediante un proceso continuo. Los poliéter-alcoholes preparados mediante el proceso de acuerdo con la invención se distinguen por una reducida distribución de peso molecular y bajo número de colores. Además, debido al procedimiento continuo, se obtiene una calidad constante del producto. Los contenidos de las moléculas del iniciador no convertidas, en particular de los iniciadores sólidos, es bajo, como una norma por debajo de 0.1% por peso. De preferencia, los poliéter-alcoholes preparados mediante el proceso de acuerdo con la invención tienen de preferencia un peso molecular en el margen de 200-2000 g/mol, en particular, 200-1000 g/mol. La invención va a explicarse más detalladamente con referencia a los siguientes ejemplos.
Ejemplo 1 (comparación) El aparato consistió de un tanque con agitación que tiene un agitador de ancla y una camisa de calentamiento/ enfriamiento que se hizo termostatizar por medio de un termostato de aceite. La regulación de temperatura y monitoreo se efectuaron a través de un termopar interno. El reactor se llenó de manera hidráulica y se operó a una presión constante de 30 barg. Se colocó una válvula de control de presión que permitió que el contenido del reactor se introdujera continuamente en el receptor del producto en una presión reducida (aproximadamente 40 mbara) en la salida del reactor. La temperatura de reacción fue de 110°C. La mezcla de azúcar/glicerol se introdujo en el reactor a través de una bomba medidora de suspensión. El catalizador y óxido de propileno se midieron a través de bombas HPLC separadas. Se midieron 45.4 g/h de azúcar como una mezcla con 16.6 g/h de glicerol. El catalizador KOH se midió como una solución con una concentración de 50% (0.4 g/h) . El índice de medición del óxido de propileno fue de 137.6 g/h. El producto de la reacción se analizó con respecto al número de OH, contenido de azúcar residual y capacidad de formación de espuma. Se determinó el contenido de azúcar residual al hacer sililar el producto y luego analizarlo mediante cromatografía de gases. Se analizó el producto que se obtuvo en la operación en estado estacionario (después de aproximadamente 5 tiempos de residencia) . El producto tuvo un alto contenido de óxido residual de 10% (muestreo antes de la desgasificación y análisis cromatográfico de gases) . El contenido de azúcar libre estuvo en un promedio de 3%. El número de OH del producto fue de 502 mg KOH/g.
Ejemplo 2 (comparación) Se utilizaron los mismos aparatos de medición que en el ejemplo 1. En lugar del reactor de tanque con agitación, se utilizó un reactor tubular DN25 que tiene mezcladores estáticos Fluitec CX. El reactor consistió de 20 elementos de 260 mm de largo. En cada caso, al principio de los primeros 15 elementos, se midió el óxido de propileno en una pestaña intermedia. Se midió la temperatura en el reactor tubular por medio de termopares que tienen aislante de cerámica en las pestañas intermedias y se removió a través de una camisa de calentamiento/enfriamiento . Aquí también, se utilizaron termostatos de aceite que tienen un enfriador de agua externo. Los últimos 5 elementos sirvieron sólo como una zona para completar la reacción. Se colocó una válvula de control de presión que permitió que el contenido del reactor se introdujera continuamente en el receptor del producto en una presión reducida (aproximadamente 40 mbara) en la salida del reactor. La temperatura fue de 120°C. La mezcla de azúcar/glicerol se introdujo en el reactor a través de una bomba medidora de suspensión. El catalizador y óxido de propileno se midieron a través de bombas HPLC separadas. Durante el experimento, ocurrieron bloqueos en la región de los primeros dos elementos mediante azúcar cristalina después de tiempos cortos de operación (< 0.5 h) . Adicionalmente, el azúcar tuvo un color oscuro (se caramelizó) . Se midieron las temperaturas hasta 168 °C en los puntos de medición de temperatura. Los picos de temperatura altos ocurrieron un corto tiempo antes de los bloqueos . No fue posible tomar cualquier muestra del producto de la operación en estado estacionario, ya que el tiempo de residencia total en el tubo fue más largo que la duración de operación máxima obtenida. El polieterol liberado a partir del tubo detrás de los bloqueos tuvo de igual modo un color oscuro .
Ejemplo 3 El aparato consistió de un tanque con agitación (1.4 1 de volumen) que tiene un agitador con vigas transversales de 3 etapas y una camisa de calentamiento/enfriamiento que se hizo termostatizar por medio de un termostato de aceite. La regulación de temperatura (120°C) y monitoreo se efectuaron por medio de un termopar interno y un termostato de aceite con un enfriador de agua. El reactor se llenó de manera hidráulica y se operó a una presión constante de 30 barg. Se instaló un reactor tubular DN25 que tiene mezcladores estáticos Fluitec CX corriente abajo del tanque con agitación. El reactor consistió de 6 elementos de 260 mm de largo. En cada caso, al principio de los primeros 4 elementos, se midió óxido de propileno en una pestaña intermedia. La temperatura en el reactor tubular se midió por medio de termopares que tienen aislante de cerámica en las pestañas intermedias y se removió a través de una camisa de calentamiento/enfriamiento. Aquí también, se utilizaron termostatos de aceite que tienen un enfriador de agua externo. Los últimos 2 elementos sirvieron sólo como una zona para completar la reacción. Se colocó una válvula de control de presión que permitió que el contenido del reactor se introdujera continuamente en el receptor del producto en una presión reducida (aproximadamente 40 mbara) en la salida del reactor. La temperatura de reacción fue de 110°C. La mezcla de azúcar/glicerol se introdujo en el reactor a través de una bomba medidora de suspensión. El catalizador y óxido de propileno se introdujeron a través de bombas HPLC separadas . Se midieron 45.4 g/h de azúcar como una mezcla con 16.6 g/h de glicerol. Se midió el catalizador KOH como una solución concentrada al 50% (0.4 g/h). El índice de medición del óxido de propileno fue:
Ubicación de medición índice de medición CSTR 50% Tubo 1 12.5% Tubo 2 12.5% Tubo 3 12.5% Tubo 4 12.5% En el CSTR, se estableció un contenido de óxido de propileno de aproximadamente 5%; después del reactor tubular, el contenido de óxido de propileno fue de aproximadamente 1% (muestreo y análisis cromatográfico de gases) .
Ejemplo 4 El aparato consistió de un tanque con agitación (1.4 1 de volumen) que tiene un agitador con vigas transversales de 3 etapas y una camisa de calentamiento/enfriamiento que se hizo termostatizar por medio de un termostato de aceite. La regulación de temperatura (120°C) y monitoreo se efectuaron por medio de un termopar interno y un termostato de aceite con un enfriador de agua. El reactor se llenó de manera hidráulica y se operó en una presión constante de 30 barg. Se instaló un reactor tubular DN25 que tiene mezcladores estáticos Fluitec CX corriente abajo del tanque con agitación. El reactor consistió de 6 elementos de 260 mm largo. Se midió la temperature en el reactor tubular por medio de termopares que tienen aislante de cerámica en las pestañas intermedias y se removió a través de una camisa de calentado/enfriado. Aquí también, se utilizaron termostatos de aceite que tienen un enfriador de agua externo. El reactor tubular sirvió sólo como una zona para completar la reacción. Se colocó una válvula de control de presión que permitió que el contenido del reactor se introdujera continuamente en el receptor del producto en una presión reducida (aproximadamente 40 mbara) en la salida del reactor. La temperatura de reacción fue de 110°C. La mezcla de azúcar/glicerol se introdujo en el reactor a través de una bomba medidora de suspensión. El catalizador y óxido de propileno se midieron a través de bombas HPLC separadas . Se midieron 45.4 g/h de azúcar como una mezcla con 16.6 g/h de glicerol. El catalizador KOH se midió como una solución con una concentración de 50% (0.4 g/h). El índice de medición del óxido de propileno fue de 137.6 g/h. La concentración del óxido de propileno en el CSTR fue de aproximadamente 20%; no se encontró concentración significativa de óxido de propileno después del reactor tubular (muestreo y análisis cromatografico de gases) .