MX2009000560A - Proceso para preparar isopropanol y 2-butanol a partir de los alcanos correspondientes. - Google Patents

Abstract

Se proporciona un proceso para preparar alcanoles (I) seleccionados del grupo que consiste en isopropanol y 2-butanol a partir de los alcanos (II) correspondientes, seleccionados del grupo que consiste en propano y n-butano. El proceso consiste en los pasos de: (A) una corriente gaseosa de uso a que contiene el alcano (II); (B) la corriente gaseosa de uso a que contiene el alcano (II) se alimenta hacia una zona de deshidrogenación y el alcano (II) se somete a una deshidrogenación al alqueno (III) para obtener una corriente gaseosa de productos b que contiene el alqueno (III), alcano (II) no convertido, con o sin sustancias con punto de ebullición alto, vapor, hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo; (C) la corriente gaseosa de productos b está al menos comprimida, y la corriente gaseosa de productos b se separa optativamente en una fase acuosa c1, una fase c2 que contiene el alqueno (III) y el alcano (II), con o sin sustancias de punto de ebullición alto, y una fase gaseosa c3 que contiene hidrógeno y sustancias de punto de ebullición bajo; (D) la corriente gaseosa de productos b o la fase c que contiene alqueno (III) y alcano (II) reacciona en una zona de esterificación con un ácido orgánico (IV) para obtener una mezcla de productos d que contienen el éster alquílico (V) correspondiente del ácido orgánico y el alcano (II) no convertido; (E) una corriente gaseosa el que contiene alcano (II) se separa de la mezcla de productos d y se recircula optativamente hacia la zona de deshidrogenación, y se obtiene una mezcla de productos e2 que contiene el éster alquílico; (F) la mezcla de productos e2 que contiene el éster alquílico reacciona en una zona de desesterificación con agua para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV); (G) el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV) se separan de la mezcla de productos f, y como una opción, el ácido orgánico se recircula hacia la zona de esterificación.1.

Description

PROCESO PARA PREPARAR ISOPROPANOL Y 2-BUTANOL A PARTIR DE LOS ALCANOS CORRESPONDIENTES La invención se refiere a un proceso para la preparación de isopropanol a partir de propano y 2-butanol a partir de butano.

La hidratación de los alquenos a alcoholes es bien conocida y se hace a escala industrial. En la industria' I se practica la hidratación en dos etapas, en la cual el i alqueno reacciona con ácido sulfúrico para obtener el' alquil sulfato y éste se hidroliza en el segundo paso coni agua para obtener el alcohol y el ácido. En este proceso' es ventajoso que pueda utilizarse el alqueno en forma de mezclas de alquenos crudos, por ejemplo, mezclas del alqueno, el alcano correspondiente y otros constituyentes1 secundarios. Las desventajas son el medio altamente corrosivo, la contaminación del producto con sustancias formadoras de olor que contienen azufre las cuales pueden necesitar pasos adicionales de purificación, y la pérdida; de la fracción del alcano inerte de la mezcla, la cual no: reacciona y se descarga después de la reacción. Otra desventaja es que, después de la hidrólisis del alquilsulfato a alcohol, el ácido sulfúrico diluido resultante tiene que ser concentrado antes de que sea reutilizado en el paso de esterificación .

Además se conoce la esterificación de olefinas con ácidos carboxilicos y la hidrólisis ulterior del éster de los ésteres alquilicos que se forman al alcohol correspondiente con recuperación del ácido. Por ejemplo, US 4,384,148 describe la reacción de eteno con ácido acético para obtener acetato de etilo en una autoclave. La posterior hidrólisis del acetato de etilo separado por destilación con agua en una relación molar de 1:5 en una autoclave produce una mezcla que contiene acetato de etilo, etanol y dietil éter. GB 2 238 539 describe la hidratación en dos etapas de 1-buteno por reacción con ácido trifluoroacético para obtener trifluoroacetato de 2-butilo en presencia de una resina de intercambio iónico altamente ácida y la hidrólisis posterior del éster para obtener 2-butanol.

Además, la hidratación directa en una etapa de los alquenos sobre catalizadores fuertemente ácidos, por ejemplo intercambiadores iónicos, zeolitas, heteropoliácidos y ácidos minerales, en soportes heterogéneos se hace a escala industrial. Los procesos para la hidratación directa pueden realizarse en fase gaseosa, en fase liquida o por medios bifásicos. Las desventajas de los procesos en una etapa son en particular las bajas conversiones y los elevados requisitos de la pureza del alqueno que se utiliza. Por ejemplo, el propileno tiene que utilizarse en forma de propileno grado polímero.

GB-A 2 147 290 describe un proceso para la preparación de isopropanol, 2-butanol y metil ter-butil éter a partir de una mezcla LPG que contiene propano, n-butano e isobutano. La mezcla gaseosa se deshidrogena a una mezcla que contiene propeno, n-butenos e isobuteno y posteriormente pasa a través de una zona de eterificación en la cual el isobuteno se eterifica con metanol para obtener metil ter-butil éter. El propeno y n-butenos, que prácticamente no reaccionan con metanol en las condiciones seleccionadas, se hidratan al mismo tiempo directamente con agua para obtener isopropanol y 2-butanol, respectivamente.

US 2004/0225165 A describe un proceso para preparar alcoholes que tengan 3 o más átomos de carbono a partir de los alcanos correspondientes, en el cual una corriente que contiene propano o un alcano de cadena más larga sé convierte en una corriente intermedia que contiene la olefina correspondiente, y la corriente intermedia se convierte por hidratación directa o indirecta en una corriente de productos que contienen el alcohol correspondiente. El documento menciona, como un proceso indirecto, la hidratación en dos etapas de propeno con ácido sulfúrico concentrado con formación de intermediario del éster sulfúrico y la hidrólisis posterior del éster sulfúrico al alcohol. Además, se describen diversos procesos para la hidratación directa.

US 4,484,013 describe un proceso para preparar isopropanol y terbutanol en el cual una corriente gaseosa de inicio compuesta de propano e isobutano se alimenta a una zona de deshidrogenación y se deshidrogena para obtener una mezcla gaseosa de productos que contiene propeno, isobuteno y propano e isobutano no convertidos por medios no oxidantes, es decir, en ausencia de aire u oxigeno. Primero, sustancias con punto de ebullición bajo (hidrógeno) y luego propano se separan por destilación a partir de la corriente gaseosa de productos de la deshidrogenación, siendo esta última recirculada hacia la zona de deshidrogenación. La corriente gaseosa restante que consiste principalmente en propeno, isobuteno e isobutano se alimentan a una zona de hidratación, donde el propeno e isobuteno se hidratan sobre una resina de intercambio iónico ácida directamente a isopropanol y terbutanol. La corriente gaseosa restantes se separa en primer lugar en una corriente de isobutano que se recircula hacia la zona de deshidrogenación, y en segundo lugar en una corriente que contiene propano y propeno, la cual se recircula a la separación de propano antes del paso de hidratación. El proceso se caracteriza de este modo en que el propano no convertido se separa antes de la hidratación y la hidratación se hace con una corriente de inicio que consiste principalmente en olefinas de C3 y C4.

Un objetivo de la invención es proporcionar un proceso económico y viable para preparar isopropanol y 2-butanol, el cual no tiene las desventajas de la técnica anterior.

El objetivo se logra mediante un proceso para preparar alcandés (I) seleccionados a partir del grupo que consiste en isopropanol y 2-butanol a partir de los alcanos (II) correspondientes seleccionados del grupo que consiste en propano y n-butano, que consiste en los pasos de : A) disponer de una corriente gaseosa de inicio a que contenga el alcano (II) ; alimentar la corriente gaseosa de inicio a que contiene el alcano (II) a una zona de deshidrogenación y someter el alcano (II) a una deshidrogenación al alqueno (III) para obtener una corriente gaseosa de productos b que contenga el alqueno (III) y alcano (II) no convertido, con o sin sustancias con punto de ebullición alto, vapor, hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo; al menos comprimir la corriente gaseosa de productos b, separando opcionalmente la corriente gaseosa de productos b en una fase acuosa el, una fase c2 que contenga el alqueno (III) y el alcano (II), con o sin sustancias con punto de ebullición alto, y una fase gaseosa c3 que contenga hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo; hacer reaccionar la corriente gaseosa de productos b o la fase c2 que contiene el alqueno (II) y alcano (II) con un ácido orgánico (IV) en una zona de esterificación para obtener una mezcla de productos d que contenga el éster alquilico (V) correspondiente del ácido orgánico y el alcano (II) no convertido; E) retirar de la mezcla de productos d una corriente gaseosa el que contenga un alcano (II) y se recircula a la zona de deshidrogenación si es apropiado, y una mezcla de productos e2 que contiene el éster alquilico; F) hacer reaccionar la mezcla de productos e2 que contiene el éster alquilico con agua en una zona de hidrólisis del éster para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV) ; G) retirar el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV) de la mezcla de productos f y, si es apropiado, recircular el ácido orgánico a la zona de esterificación.

El proceso de acuerdo con la invención evita el uso de ácido sulfúrico altamente corrosivo. Es importante señalar que, no obstante, elevados rendimientos de espacio-tiempo y conversiones se obtienen en el paso de esterificación D) aún cuando se utiliza una corriente de gas de inicio que contiene el alqueno (I) solamente en forma muy diluida además de otros componentes (alcano no convertido, gases inertes) . Por tanto, puede omitirse una separación de componentes secundarios no reactivos antes de hacer el paso de esterificación. Dado que el paso F) de hidrólisis del éster puede hacerse con agua en deficiencia estequiométrica, también es posible obtener el ácido orgánico (IV) en forma concentrada y recircularlo directamente, sin más concentración, al paso de esterificación D) .

En la primera parte A) del proceso, se proporciona una corriente gaseosa de inicio a que contiene alcano (II) seleccionado de propano y butano. En el caso de propano, esta corriente contiene generalmente al menos 80% en volumen de propano, preferentemente 90% en volumen de propano. Además, generalmente también contiene butanos (n-butano, isobutano) , butenos, etano y eteno. Las composiciones típicas de la corriente gaseosa de inicio que contiene propano están descritas en DE-A 102 46 119 y DE-A 102 45 585. Por lo regular, la corriente gaseosa de inicio que contiene propano a se obtiene a partir de gas licuado de petróleo (LPG) .

En el caso de n-butano como el alcano (II), la corriente gaseosa de inicio contiene generalmente al menos 80% en volumen de n-butano, preferentemente 90% en volumen de n-butano. Además, generalmente también contiene etano, eteno, propano, propeno, isobutano, butenos e hidrocarburos de C5.

En una parte B) del proceso, la corriente gaseosa de inicio que contiene el alcano (II) se alimenta a una zona de deshidrogenación y se somete a una deshidrogenación generalmente catalítica. En este paso, el alcano se deshidrogena parcialmente al alqueno sobre un catalizador activo de deshidrogenación en un reactor de deshidrogenación. Además se obtiene hidrógeno y cantidades pequeñas de sustancias con punto de ebullición bajo y sustancias con punto de ebullición alto. En el contexto presente, las sustancias de punto de ebullición bajo se refieren a hidrocarburos que tienen puntos de ebullición menores que propeno o 1-buteno; sustancias con punto de ebullición alto se refiere a hidrocarburos que tienen puntos de ebullición superiores que propano o 2-buteno. Por ejemplo, las sustancias con punto de ebullición bajo obtenidas en la deshidrogenación de propano pueden ser metano, etano y eteno, y las sustancias con punto de ebullición alto hidrocarburos de C¡+ (n-butano, isobutano, butenos, butadieno) . Durante la deshidrogenación de n-butano, las sustancias de punto de ebullición bajo obtenidas pueden ser, por ejemplo, metano, etano y eteno, propano y propeno, y las sustancias con punto de ebullición alto hidrocarburos de C5+. Además si la deshidrogenación se hace en presencia de un gas oxigenado, generalmente se obtienen óxidos de carbono (CO, CO2) , especialmente CO2, y vapor, con o sin una cantidad pequeña de gases inertes, en la mezcla gaseosa de productos de la deshidrogenación. La corriente gaseosa de productos de la deshidrogenación generalmente contiene vapor el cual ya ha sido adicionado a la mezcla gaseosa de deshidrogenación y/o -en el caso de deshidrogenación en presencia de oxigeno (oxidante o no oxidante)- se forma en la deshidrogenación. Cuando la deshidrogenación se hace en presencia de oxigeno se introduce gases inertes (nitrógeno) en la zona de deshidrogenación con la corriente gaseosa oxigenada alimentada, a menos que se alimente oxigeno puro. Además, en la mezcla de los gases de reacción está presente alcano (II) (propano y/o n-butano) no convertido.

En principio, la deshidrogenación de alcano puede hacerse en todos tipos de reactores conocidos de la técnica anterior. Una descripción comparativamente amplia de tipos de reactores apropiada de acuerdo con la invención también está presente en "Catalytica® Studies División, Oxidative Dehydrogenation and Alternative Dehydrogenation Processes" (Número de estudio 4192 OD, 1993, 430 Ferguson Drive, Mountain View, California, 94043-5272, EUA) .

La deshidrogenación puede hacerse como una hidrogenación oxidante o no oxidante. La deshidrogenación puede hacerse en forma isotérmica o adiabática. La deshidrogenación puede hacerse en forma catalítica en un reactor de lecho fijo, en un reactor de lecho móvil o reactor de lecho fluidizado.

La deshidrogenación catalítica no oxidante del alcano preferentemente se hace en forma autotérmica. Para este fin, el oxígeno es adicionalmente mezclado a la mezcla de los gases de reacción de la deshidrogenación en al menos una zona de reacción y el hidrógeno y/o hidrocarburo presente en la mezcla de los gases de reacción se quema al menos parcialmente, lo cual genera al menos algo del calor de deshidrogenación necesario en al menos una zona de reacción, directamente en la mezcla de los gases de reacción.

Una característica del método no oxidante en comparación con un método oxidante es la formación al menos intermedia de hidrógeno, el cual se manifiesta en presencia de hidrógeno en los gases producto de la deshidrogenación. En la deshidrogenación oxidante, no se encuentra hidrógeno libre en el gas producto de la deshidrogenación .

Un reactor apropiado es el reactor tubular de lecho fijo o reactor de haces tubulares. En estos reactores, el catalizador (catalizador de deshidrogenación y, si es apropiado, un catalizador de oxidación especializado) se coloca como un lecho fijo en un tubo de reacción o en un haz de tubos de reacción. Los diámetros internos acostumbrados del tubo de reacción son desde aproximadamente 10 a 15 cm. Un reactor de haz de tubos de deshidrogenación común contiene desde aproximadamente 300 a 1000 tubos de reacción. La temperatura interna en los tubos de reacción por lo regular varia en el intervalo desde 300 hasta 1200°C, preferentemente en el intervalo desde 500 hasta 1000°C. La presión de trabajo normalmente es desde 0.5 hasta 8 bar, con frecuencia desde 1 a 2 bar, cuando se utiliza una dilución de vapor baja, o incluso desde 3 hasta 8 bar cuando se utiliza dilución de vapor alta (correspondiente al proceso de reformación activa del vapor (proceso STAR) o el proceso Linde) para la deshidrogenación de propano o butano de Phillips Petroleum Co . Las velocidades espaciales horarias de la fase gaseosa (GHSV) comunes son desde 500 a 2000 h"1, con base en el hidrocarburo que se utilice. La geometría del catalizador puede ser, por ejemplo, esférica o cilindrica (hueca o sólida) . También es posible operar una pluralidad de reactores tubulares de lecho fijo o reactores de haces de tubos de los cuales al menos uno está alternativamente en el estado de regeneración.

La deshidrogenación autotérmica, catalítica, no oxidativa también puede llevarse a cabo bajo catálisis heterogénea en un lecho fluidizado, de acuerdo con el proceso de Snamprogetti/Yarsinetz-FBD. Apropiadamente, dos lechos fluidizados son operados en paralelo, de los cuales uno generalmente está en el estado de regeneración. La presión de trabajo normalmente es desde 1 a 2 bar, la temperatura de deshidrogenación generalmente desde 550 hasta 600°C. El calor requerido para la deshidrogenación puede introducirse en el sistema de reacción precalentando el catalizador de la deshidrogenación a la temperatura de la reacción. El mezclado de una coalimentación (cofeed) que contiene oxígeno permite omitir el precalentador y que el calor necesario sea generado directamente en el sistema de reactor por combustión de hidrógeno y/o hidrocarburos en presencia de oxígeno. Si es apropiado, además, puede mezclarse una coalimentación que contenga hidrógeno.

La deshidrogenación autotérmica, catalítica, no oxidativa preferentemente se lleva a cabo en un reactor de bandejas. Este reactor contiene uno o más lechos catalizadores sucesivos. El número de lechos catalizadores puede ser desde 1 hasta 20, ventajosamente desde 1 hasta 6, preferentemente desde 1 hasta 4, y en particular desde 1 hasta 3. Preferentemente, el gas de reacción fluye radial o axialmente a través de los lechos catalizadores. En general, un reactor de bandejas como éste es operado utilizando un catalizador de lecho fijo. En el caso más sencillo, los lechos catalizadores fijos se disponen axialmente en un reactor de horno de cuba o en los huecos anulares de las retículas cilindricas concéntricas. Un reactor de horno de cuba corresponde a una bandeja. El desempeño de la deshidrogenación en un solo reactor de horno de cuba corresponde a una modalidad. En otra modalidad preferida, la deshidrogenación se lleva a cabo en un reactor de bandeja que tenga tres lechos catalizadores.

En general, la cantidad de gas oxigenado adicionado a la mezcla de gases de reacción se selecciona en tal forma que la cantidad de calor necesario para la deshidrogenación del alcano (propano y/o n-butano) se genere por la combustión del hidrógeno presente en la mezcla de gases de reacción y de cualquiera de los hidrocarburos presentes en la mezcla de gases de reacción y/o del carbono presente en forma de coque. En general, la cantidad total de oxigeno suministrado, con base en la cantidad total de propano, es desde 0.001 hasta 0.5 mol/mol, preferentemente desde 0.005 hasta 0.25 mol/mol, más preferentemente desde 0.05 hasta 0.25 mol/mol. El oxigeno puede ser utilizado en forma de oxigeno puro o en forma de gas oxigenado que contiene gases inertes. Para prevenir que el propano y propeno se pierda en el tratamiento (ver más adelante) puede ser ventajoso cuando el contenido de oxigeno del gas oxigenado utilizado es alto y es al menos 50% en volumen, preferentemente al menos 80% en volumen, más preferentemente al menos 90% en volumen [sic] . Un gas oxigenado particularmente preferido es oxigeno de pureza grado técnico con un contenido de O2 de aproximadamente 99% en volumen. Además, es posible un método en el cual el aire sea alimentado como el gas oxigenado .

El hidrógeno quemado para generar calor es el hidrógeno que se forma en la deshidrogenación catalítica de alcano y también cualquier hidrógeno que se adicione a la mezcla de gases de reacción como gas hidrogenado. La cantidad de hidrógeno presente preferentemente debe ser tal que la relación molar H2/O2 en la mezcla de los gases de reacción inmediatamente después del oxigeno sea alimentada desde 1 a 10 mol/mol, preferentemente desde 2 hasta 5 mol/mol. En reactores de múltiples etapas esto aplica a cada alimentación intermedia de gas oxigenado y gas hidrogenado. El hidrógeno se quema catalíticamente. El catalizador de deshidrogenación que se utiliza generalmente también cataliza la combustión de los hidrocarburos y del hidrógeno con oxígeno, de modo que en principio no se requiere catalizador de oxidación especializado además de éste. En una modalidad, la operación se efectúa en presencia de uno o más catalizadores de oxidación que catalizan selectivamente la combustión de hidrógeno a oxígeno en presencia de hidrocarburos. La combustión de estos hidrocarburos con oxígeno para dar CO, C02 y agua, por tanto, procede solo en un grado menor. El catalizador de deshidrogenación y el catalizador de oxidación preferentemente están presentes en diferentes zonas de reacción.

Cuando la reacción se lleva a cabo en más de una etapa, el catalizador de oxidación puede estar presente solo en una, en más de una o en todas las zonas de reacción.

Se da preferencia a la disposición del catalizador que cataliza selectivamente la oxidación de hidrógeno en los puntos donde hay mayores presiones parciales de oxigeno que en otros puntos del reactor, en particular cerca del punto de alimentación para el gas oxigenado. El gas oxigenado y/o el gas hidrogenado pueden ser alimentados en uno o más puntos del reactor.

En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, hay alimentación intermedia de gas oxigenado y de gas hidrogenado corriente arriba de cada bandeja de un reactor de bandejas. En otra modalidad del proceso de acuerdo con la invención, el gas oxigenado y el gas hidrogenado son alimentados corriente arriba de cada bandeja excepto la primera bandeja. En una modalidad, una capa de un catalizador de oxidación especializado está presente corriente abajo de cada punto de alimentación, seguido por una capa del catalizador de deshidrogenación. En otra modalidad, ningún catalizador de oxidación especializado está presente. La temperatura de deshidrogenación es generalmente desde 400 hasta 1100°C; la presión en el último lecho catalizador del reactor de bandejas es generalmente desde 0.2 a 5 bar, preferentemente desde 1 hasta 3 bar. La GHSV (velocidad espacial horaria de la fase gaseosa) es generalmente desde 500 hasta 2000 h" , y, en una operación de carga elevada, incluso hasta 100,000 h"1, preferentemente desde 4000 hasta 16, 000 h-1.

Un catalizador preferido que cataliza selectivamente la combustión de hidrógeno contiene óxidos y/o fosfatos seleccionados del grupo que consiste en óxidos y/o fosfatos de germanio, estaño, plomo, arsénico, antimonio y bismuto. Otro catalizador preferido que cataliza la combustión de hidrógeno contiene un metal noble del grupo de transición VIII y/o I de la Tabla Periódica.

Los catalizadores de deshidrogenación que se utilizan generalmente tienen un soporte y una composición activa. El soporte generalmente consiste en un óxido termo-resistente u óxido mixto. Los catalizadores para deshidrogenación preferentemente contienen un óxido metálico que se selecciona del grupo que consiste en dióxido de zirconio, óxido de zinc, óxido de aluminio, dióxido de silicio, dióxido de titanio, óxido de magnesio, óxido de lantano, óxido de cerio y mezclas de éstos, como un soporte. Las mezclas pueden ser mezclas físicas o incluso fases químicas mixtas como los óxidos mixtos óxido de magnesio aluminio u óxido de zinc aluminio. Los soportes preferidos son dióxido de zirconio y/o dióxido de silicio; se da preferencia particular a las mezclas de dióxido de zirconio y dióxido de silicio.

La composición activa de los catalizadores para la deshidrogenación generalmente contiene uno o más elementos del grupo de transición VIII, preferentemente platino y/o paladio, más preferentemente platino. Además, los catalizadores de deshidrogenación pueden contener uno o más elementos del grupo principal I y/o II, i preferentemente potasio y/o cesio. Los catalizadores de I deshidrogenación además pueden contener uno o más i elementos del grupo de transición III, que incluye los I lantánidos y actinidos, preferentemente lantano y/o ! cerio. Finalmente, los catalizadores de deshidrogenación : pueden contener uno o más elementos del grupo principal ( III y/o IV, preferentemente uno o más elementos del grupo ! que consiste en boro, galio, silicio, germanio, estaño y plomo, más preferentemente estaño. j En una modalidad preferida, el catalizador de deshidrogenación contiene al menos un elemento del grupo de transición VIII, al menos un elemento del grupo ; principal I y/o II, al menos un elemento del grupo principal III y/o IV y al menos un elemento del grupo de ! transición III que incluye los lantánidos y actinidos.

Por ejemplo, todos los catalizadores de deshidrogenación que están descritos por WO 99/46039, US 4, 788, 371, EP-A 705 136, WO 99/29420, US 5,220, 091, US 5, 430, 220, US 5, 877, 369, EP 0 117 146, DE-A 199 37 106, DE-A 199 37 105 y DE-A 199 37 107 pueden utilizarse de acuerdo con la invención. Los catalizadores particularmente preferidos para las variantes antes descritas de la deshidrogenación autotérmica de propano son los catalizadores de acuerdo con los Ejemplos 1, 2, 3 y 4 de DE-A 199 37 107.

Se da preferencia a llevar a cabo la deshidrogenación autotérmica de alcano en presencia de vapor. El vapor adicionado sirve como un portador de calor y soporta la gasificación de depósitos orgánicos sobre los catalizadores, lo cual contrarresta la carbonización de los catalizadores y aumenta el tiempo de vida de los catalizadores. Esto convierte los depósitos orgánicos en monóxido de carbono, dióxido de carbono y en algunos casos agua.

El catalizador de la deshidrogenación puede ser regenerado en una forma conocida por si misma. Por ejemplo, puede adicionarse vapor a la mezcla de gases de reacción o un gas que contenga oxigeno puede pasar de vez en vez sobre el lecho catalizador a temperatura elevada y quemar el carbono depositado. La dilución con vapor desplaza el equilibrio hacia los productos de la deshidrogenación. Después de la regeneración, el catalizador se reduce con un gas hidrogenado, si es apropiado .

Durante la deshidrogenación autotérmica de propano con alimentación de oxigeno esencialmente puro, se obtiene una mezcla gaseosa que generalmente tiene la siguiente composición: desde 10 hasta 45% en volumen de propano, desde 5 hasta 40% en volumen de propeno, desde 0 hasta 5% en volumen de metano, etano, eteno e hidrocarburos de C , desde 0 hasta 5% en volumen de un dióxido de carbono, desde 0 hasta 20% en volumen de vapor y desde 0 hasta 25% en volumen de hidrógeno, y también desde 0 hasta 5% en volumen de gases inertes.

En la deshidrogenación autotérmica de butano con alimentación de oxigeno esencialmente puro, se obtiene una mezcla gaseosa que generalmente tiene la siguiente composición: desde 5 hasta 40% en volumen de butano, desde 10 hasta 60% en volumen de 1-buteno y 2-buteno, desde 0 hasta 10% en volumen de metano, etano, eteno, propano, propeno e hidrocarburos de C5+, desde 0 hasta 5% en volumen de dióxido de carbono, desde 0 hasta 20% en volumen de vapor y desde 0 hasta 25% en volumen de hidrógeno, y también desde 0 hasta 5% en volumen de gases inertes .

Cuando deja la zona de deshidrogenación, la corriente gaseosa de productos b generalmente está bajo una presión desde 1 hasta 5 bar, preferentemente desde 1.5 hasta 3 bar, y tiene una temperatura en el intervalo desde 400 hasta 700°C.

La corriente gaseosa de productos b puede estar separada en dos subcorrientes, en cuyo caso una subcorriente es recirculada hacia la deshidrogenación autotérmica, correspondiente al método de gas de ciclo descrito en DE-A 102 11 272 y DE-A 100 28 582.

En la parte C) del proceso, la corriente de gases de productos b se comprime. La compresión de la corriente de gases de productos b se efectúa a presiones de 5-150 bar, preferentemente a 15-100 bar, más preferentemente a 20-60 bar. La compresión puede efectuarse en una pluralidad de etapas con etapas de enfriamiento intermedias, por ejemplo, en tres o cuatro etapas; esto preferentemente se efectúa en una pluralidad de etapas, por ejemplo, tres etapas. En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, la corriente gaseosa de productos b se comprime en una o dos etapas a una presión en el intervalo desde 5 hasta 12 bar y luego en una o dos etapas a una presión en el intervalo desde 10 hasta 25 bar. El enfriamiento también puede efectuarse en una pluralidad de etapas y, preferentemente, se efectúa en una pluralidad de etapas. Los refrigerantes utilizados incluyen aire en enfriadores de aire, agua de rio o agua fría, y los refrigerantes como eteno, propeno y propano, los cuales son enfriados a temperaturas en el intervalo desde -40°C hasta -100°C por compresión a presiones hasta 20 bar y luego descompresión.

Como una opción, la corriente gaseosa de productos b se separa en una fase acuosa el, una fase de hidrocarburos c2 que contiene el alqueno (III) y un alcano (II) no convertido, y una fase gaseosa c3 que contiene hidrógeno y sustancias de punto de ebullición bajo.

El paso de separación dentro del paso de proceso C) se efectúa generalmente cuando la corriente gaseosa de productos b contiene vapor. No obstante, también es posible efectuar solamente una separación de agua (ver más adelante) .

Si es posible primero separar agua de la corriente gaseosa de productos b. La separación de agua puede efectuarse por condensación, por enfriamiento y, si es apropiado, compresión de la corriente gaseosa de productos b, y puede hacerse en una o más etapas de enfriamiento y, si es apropiado, etapas de compresión. En general, la corriente gaseosa de productos b se enfria para este propósito a una temperatura en el intervalo desde 30 hasta 80°C, preferentemente desde 40 hasta 65°C. La condensación, puede efectuarse antes de la compresión y/o en las etapas de compresión como un enfriamiento intermedio .

En una modalidad del proceso de acuerdo con la invención, la corriente gaseosa de productos b es conocida a través de una batería de intercambiadores de calor y así se enfría primero a una temperatura en el intervalo desde 50 hasta 200°C y luego además a una temperatura desde 40 hasta 80°C, por ejemplo 55°C, en una torre de extinción con agua. Esto condensa la mayor parte del vapor, pero también algunas de las sustancias con punto de ebullición alto presentes en la corriente gaseosa de productos b. En el caso de la deshidrogenacion de propano, estos pueden ser hidrocarburos de Cj+, especialmente los hidrocarburos de Cs+.

Esto produce una corriente gaseosa de productos b agotada de vapor. Esta generalmente todavía contiene hasta 5% en volumen de vapor. Para separación prácticamente completa del agua a partir de la corriente gaseosa de productos b, puede proporcionarse un paso de secado por medio de tamiz molecular.

Cuando la deshidrogenación autotérmica de alcano se hace con alimentación de oxígeno puro o con aire enriquecido de oxígeno como el gas oxigenado, la corriente gaseosa de productos b puede ser tratada y es posible obtener las mezclas c2 que contiene alcano y alqueno como se describe más adelante.

Posteriormente, la corriente gaseosa de productos b se enfría y una corriente de hidrocarburos líquidos c2 que contiene propano y propeno y/o n-butano y butenos se separa por condensación para dejar una corriente gaseosa residual c3 que contiene hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo. En el caso de la deshidrogenación de propano, la corriente de hidrocarburos c2 puede además contener metano, etano, eteno e hidrocarburos de CT; esta generalmente contiene al menos cantidades pequeñas de etano y eteno. La temperatura y presión en el paso se separación dentro de la etapa de compresión C también puede seleccionarse de modo que una mayor parte de los alcanos y alquenos presentes en la corriente gaseosa de productos b estén presentes en la corriente gaseosa c3. Al igual que la corriente de hidrocarburos c2, esta corriente gaseosa c3 puede ser conducida hacia la zona de esterificación D o, de otro modo, a una etapa de absorción (como se describe más adelante) .

En el caso de la deshidrogenación de n-butano, se seleccionan las condiciones de modo que abrumadoramente se condense n-butano y butenos. La corriente gaseosa residual c3 contiene, además de hidrógeno, generalmente también metano y monóxido de carbono como sustancias con punto de ebullición bajo. Además, también puede contener etano y eteno y -si la deshidrogenación autotérmica no se hace con alimentación de oxigeno puro- especialmente nitrógeno y gases nobles (principalmente argón) . Además, también puede contener hidrocarburos de C3 y C4. Para este fin, la corriente gaseosa de productos b se comprime generalmente a una presión en el intervalo desde 5 hasta 60 bar y se enfria a una temperatura en el intervalo desde -10 hasta -60°C.

Asi como la corriente de hidrocarburos c2, el enfriamiento y compresión también pueden condensar una fase acuosa el que puede ser separada de la fase de hidrocarburos de C3 c2 por separación de fases en un separador de fases si la remoción completa del agua a partir de la corriente gaseosa de productos b no ha sido 5 efectuada antes del paso de condensación. En el caso de enfriamiento y compresión en múltiples etapas, todas las corrientes del condensado que se obtienen pueden ser alimentadas al separador de fases. 10 También es posible omitir la remoción precedente del agua a partir de la corriente gaseosa de productos b antes de la condensación de la fase de hidrocarburos de C3 c2. En este caso, el agua se condensa como una fase acuosa el junto con la fase de hidrocarburos c2 que 15 contiene alcano y alqueno. La fase acuosa y la fase de ; hidrocarburos entonces se separan posteriormente en un separador de fases.

' En general, la corriente gaseosa de productos se 20 enfria por intercambio de calor con un refrigerante. El enfriamiento puede efectuarse en varias etapas utilizando una pluralidad de circuitos de enfriamiento. El enfriamiento puede efectuarse en varias etapas en una columna, en cuyo caso, el gas ascendente dentro de la 25 columna es retirado, enfriado, condensado (parcialmente) y recirculado hacia la columna. El condensado se retira en el fondo de la columna, y el gas no condensado que no haya condensado en el circuito de enfriamiento más alto en la parte superior de la columna.

Cuando la deshidrogenación de alcano se hace como una deshidrogenación autotérmica con combustión simultánea del hidrógeno formado, el resultado es un bajo contenido de hidrógeno de la corriente gaseosa de productos b. Como consecuencia, es posible en el paso de remoción C) -si éste se realiza- condensar abrumadoramente los hidrocarburos de C3 y/o C4, y solo una muy pequeña porción de los hidrocarburos de C3 y/o C4 se descarga con la corriente del gas de purga c3 que contiene hidrógeno/sustancias de punto de ebullición bajo.

Antes de que se realice la condensación deli hidrocarburo, el dióxido de carbono puede ser removido de: la corriente gaseosa de productos b por lavado de gases para obtener una corriente gaseosa de productos empobrecida de dióxido de carbono. El lavado de gases de; dióxido de carbono puede ser preferido por una etapa de¡ combustión separada en la cual el monóxido de carbono se^ oxida selectivamente a dióxido de carbono.

Para la remoción de CO2, el liquido de lavado utilizado generalmente es solución de hidróxido de sodio, solución de hidróxido de potasio o una solución de alcanolamina; se da preferencia al uso de una solución de N-metildietanolamina activada. En general, antes de que se realice el lavado de gases, la corriente gaseosa de productos c [sic] se comprime a una presión en el intervalo desde 5 hasta 25 bar mediante compresión de una sola etapa o de múltiples etapas.

Es posible obtener una corriente gaseosa de productos b empobrecida de dióxido de carbono que tenga un contenido de CO2 generalmente de <100 ppm ó incluso <10 ppm.

La corriente del condensado de hidrocarburos líquidos c2 que se obtiene en el paso C) de enfriamiento y condensación contiene generalmente desde 20 hasta 60% mol de alcano (II), desde 20 hasta 60% mol de alqueno (III), desde 0 hasta 20% mol de sustancias con punto de ebullición bajo y desde 0 hasta 5% mol de sustancias con punto de ebullición alto.

En el caso de la deshidrogenación de propano, la corriente del condensado de hidrocarburos líquidos c2 obtenida en el paso C de enfriamiento y condensación puede contener desde 20 hasta 70% mol de propano, desde 20 hasta 60% mol de propeno, desde 0 hasta 10% mol de metano, desde 0 hasta 10% mol de etano y eteno y desde 0 hasta 5% mol de hidrocarburos de C Cuando la deshidrogenación autotérmica de alcano se hace con alimentación de aire como el gas oxigenado, la corriente gaseosa de productos b puede ser tratada y la . mezcla que contiene alcano y alqueno c2 puede obtenerse j también como se describe más adelante.

Primero, el vapor se remueve por condensación, enfriando la corriente gaseosa de productos b y: comprimiéndola si es apropiado para obtener una corriente gaseosa de productos b empobrecida de vapor. Después, el I alcano y alqueno se remueven de los constituyentes no condensables o gaseosos de bajo punto de ebullición poniendo en contacto la corriente gaseosa de productos con un absorbente inerte y luego desorbiendo el alcano y: alqueno disueltos en el absorbente inerte para obtener una corriente gaseosa de hidrocarburos de C3 y/o C4, y la corriente del gas de purga c3 que contiene hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo (en el caso de la; deshidrogenación de propano, metano, etano, eteno, nitrógeno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, con o sin oxigeno y con o sin gases inertes; en el caso de deshidrogenación de n-butano, además también propano y propeno) se remueven. El tratamiento de la corriente gaseosa de productos b descrita puede, en el caso de deshidrogenación autotérmica de alcano también, hacerse correspondientemente con alimentación de oxigeno puro y/o aire enriquecido con oxigeno como el gas oxigenado.

Para este fin, la corriente gaseosa b se pone en contacto con un absorbente inerte de la etapa de absorción a 5-40 bar, preferentemente 8-20 bar, más preferentemente 10-15 bar, la cual absorbe los hidrocarburos de C3 y/o C4 y también cantidades pequeñas de hidrocarburos de C2 en el absorbente inerte y produce un absorbente cargado con hidrocarburos de C3 y/o C y un gas de purga c3 que contiene los constituyentes gaseosos restantes. Estos son principalmente óxidos de carbono, hidrógeno, gases inertes e hidrocarburos de C2, y metano. Cantidades pequeñas de propano y propeno y/o hidrocarburos de C4 también pueden todavía estar presentes en la corriente c3, puesto que la remoción generalmente no es muy completa. En una etapa de desorción, los hidrocarburos de C3 y/o C4 se liberan otra vez del absorbente.

Los absorbentes inertes que se utilizan en la etapa de absorción generalmente son solventes no polares de punto de ebullición alto en los cuales la mezcla de hidrocarburos de C3 y/o C4 que ha de ser removida tiene una solubilidad significativamente mayor que los constituyentes gaseosos restantes que han de ser removidos. La absorción puede ser efectuada simplemente pasando la corriente c a través del absorbente. Esto también puede efectuarse en columnas. Es posible trabajar en co-corriente, contracorriente o corriente cruzada. Las columnas de absorción apropiadas son, por ejemplo, columnas de bandejas con platos de campanas de borboteo, bandejas de válvula y/o bandejas de tamiz, columnas con rellenos estructurados, por ejemplo rellenos de género textil o rellenos de hoja metálica que tenga un área de superficie específica desde 100 hasta 1000 m2/mJ, como puede ser Mellapak® 250 Y, y columnas con relleno al azar, por ejemplo con esferas, anillos o tipo silla fabricados de metal, plástico o cerámica como rellenos al azar. No obstante, también son útiles torres de goteo y de aspersión, absorbedores de bloque de grafito, absorbedores de superficie como pueden ser los absorbedores de película gruesa y de película delgada, y columnas de borboteo con y sin elementos internos.

La columna de absorción preferentemente tiene una sección de absorción y una sección de rectificación. Para aumentar el enriquecimiento de los hidrocarburos de C3 y/o d en el solvente en la forma de una rectificación, entonces puede introducirse calor en el fondo de la columna. De otro modo, un gas para destilación con arrastre puede ser alimentado en el fondo de la columna, por ejemplo, de nitrógeno, aire, vapor o mezclas de propano/propeno . Por ejemplo, el absorbente cargado se pone en contacto con la corriente del gas para destilación con arrastre en la sección de rectificación de la columna de absorción. Esto destila hidrocarburos de C2 del absorbente cargado. Una parte del producto superior puede ser condensada e introducida otra vez a la parte alta de la columna como reflujo para restringir las pérdidas de solvente.

Los absorbentes apropiados son solventes orgánicos comparativamente no polares, por ejemplo alquenos de C4-C18 alifáticos, nafta o hidrocarburos aromáticos como las fracciones intermedias de petróleo a partir de la destilación de parafina, o éteres con grupos voluminosos, o mezclas de estos solventes, a los cuales puede adicionarse un solvente polar como 1, 2-dimetilftalato . Los absorbentes apropiados son también ésteres de ácido benzoico y ácido itálico con alcandés de Ci-C8 de cadena ¡ lineal, como puede ser benzoato de n-butilo, benzoato de i metilo, benzoato de etilo, ftalato de dimetilo, ftalato ¡ de dietilo, y también los denominados aceites portadores | de calor como pueden ser bifenil y difenil éter, sus j derivados de cloro y triaril alquenos. Un absorbente! apropiado es una mezcla de bifenil y difenil éter, preferentemente en composición azeotrópica, por ejemplo el Diphyl® disponible en el comercio. Esta mezcla de solventes frecuentemente contiene ftalato de dimetilo en j i una cantidad desde 0.1 hasta 25% en peso. Los absorbentes j apropiados son también butanos, pentanos, hexanos, j i heptanos, octanos, nonanos, decanos, undecanos, j dodecanos, tridecanos, tetradecanos, pentadecanos, j hexadecanos, heptadecanos y octadecanos, o fracciones que j hayan sido obtenidas a partir de corrientes de refinería y contengan, como componentes principales, los alcanos ¡ lineales mencionados. Los absorbentes preferidos son hidrocarburos de Ci-Ce; se da preferencia particular a j hidrocarburos de C9, especialmente nonanos. ' Para la desorción de los hidrocarburos de y/o i C4, el absorbente cargado se calienta y/o descompone a una presión menor. De otro modo, la desorción también j I se puede efectuar por destilación con arrastre, por lo j regular con vapor, o en una combinación de descompresión, calentamiento y destilación con arrastre en uno o más pasos del proceso. Por ejemplo, la desorción puede hacerse en dos etapas, en cuyo caso la segunda etapa de desorción se hace a menos presión que la primera etapa de desorción, y el gas de desorción de la segunda etapa se recircula a la etapa de absorción. El absorbente regenerado en la etapa de desorción se recircula hacia la etapa de absorción. Si es apropiado, una parte de esta corriente absorbente que puede contener hidrocarburos de C4+ se descarga, se trabaja y recircula o descarta.

En una variante del proceso, el paso de desorción se hace descomprimiendo y/o calentando el absorbente cargado. En otra variante del proceso, la destilación con arrastre se efectúa adicionalmente con vapor.

La remoción generalmente no es muy completa, de modo que cantidades pequeñas o incluso solo trazas de los otros constituyentes gaseosos, especialmente de los hidrocarburos de punto de ebullición bajo, pueden todavía estar presentes en la corriente de hidrocarburos de C3 y/o C4 dependiendo del tipo de remoción.

Posteriormente, la corriente de hidrocarburos de C3 y/o C4 desorbida puede ser enfriada, en cuyo caso además puede ser comprimida en una o más etapas de compresión. Esto produce la corriente de condensado liquido c2 compuesta de hidrocarburos de C3 y/o C4. La corriente c2 también puede contener cantidades pequeñas de hidrocarburos de C2. Además, una corriente de condensado acuosa y en algunos casos otras cantidades de corriente de gas de purga c3 puede obtenerse. La corriente de condensado acuosa se obtiene generalmente cuando los gases disueltos son desorbidos por destilación con arrastre con vapor.

La compresión puede a su vez efectuarse en una o más etapas. En general, la compresión se efectúa desde una presión en el intervalo desde 1 hasta 29 bar, preferentemente desde 1 hasta 10 bar, a una presión en el intervalo desde 12 hasta 30 bar. Cada etapa de compresión es seguida por una etapa de enfriamiento en la cual la corriente gaseosa se enfria a una temperatura en el intervalo desde 15 has 80°C, preferentemente desde 15 hasta 60°C. Posteriormente, la mezcla gaseosa comprimida se enfria a una temperatura desde -10°C hasta 60°C, preferentemente desde -10°C hasta 30°C. Cualquier corriente de condensado acuosa presente puede ser removida de la corriente liquida de hidrocarburos de C3 y/o C4 en un aparato de separación de fases.

La etapa de absorción antes descrita también se puede hacer como sigue: el absorbente que se utiliza en la columna de absorción es el mismo ácido orgánico que reacciona con el alqueno correspondiente en la zona de esterificación. En este caso es posible omitir el paso de desorción antes descrito. El absorbente cargado con hidrocarburos de C3 y/o C4, es decir, en este caso el ácido orgánico (por ejemplo ácido fórmico o ácido acético) , puede entonces, si es apropiado después de otro calentamiento y/o compresión, ser conducido directamente a la zona de esterificación. El absorbente alimentado que se utiliza en la columna de absorción puede en este caso ser el ácido orgánico removido del paso de remoción (G) corriente abajo de la zona de hidrólisis del éster. En este caso, este ácido orgánico no se recircula directamente a la zona de esterificación sino más bien a la etapa de absorción y desde ahí, cargado con los hidrocarburos de C3 y/o d, a la zona de esterificación.

El paso de remoción dentro de la parte del proceso C) puede, pero no tiene que hacerse. Como se describe antes, no obstante, al menos una compresión de la corriente gaseosa de productos b es siempre realizada. Por ejemplo, si la deshidrogenación de alcano no se hace con alimentación de un gas oxigenado ni en presencia de vapor. La mezcla de los gases de deshidrogenación resultante b la cual, en el caso de la deshidrogenación de propano, consiste principalmente en propano, propeno, hidrógeno y sustancias de punto de ebullición bajo, y, en el caso de deshidrogenación de n-butano, principalmente de butano, 1-buteno, 2-buteno, hidrógeno y sustancias de punto de ebullición bajo, puede ser alimentada directamente a la zona de esterificación sin remoción precedente de los hidrocarburos de C3 y/o C4, y ponerse en contacto con el ácido orgánico. Cuando la corriente gaseosa de productos b contiene vapor, puesto que la hidrogenación ha sido llevada a cabo con alimentación de oxigeno y/o con alimentación de vapor, una remoción de vapor solo —por ejemplo por condensación como se describe antes en C)— puede ser suficiente, y la mezcla restante que contiene hidrocarburos de C3 y/o C4, hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo puede reaccionar en forma gaseosa o liquida con el ácido orgánico. La presencia de óxidos de carbono y otros gases inertes (nitrógeno atmosférico) tampoco interrumpe fundamentalmente la reacción de esterificación .

La corriente gaseosa residual c3 puede ser y, de preferencia se recircula predominantemente hacia la etapa de deshidrogenación A) . Una subcorriente se remueve y descarga del proceso para prevenir enriquecimiento de los componentes secundarios. Esta subcorriente puede ser incinerada o enviada a una etapa de proceso para el recobro del alcano/alqueno presente en esta. La recuperación puede hacerse como una absorción o adsorción, como una separación de membrana o rectificación.

Una subcorriente de la corriente gaseosa residual c3 también puede ser enviada al paso de esterificación D) .

La fase de hidrocarburos c2 puede ser alimentada a la etapa de esterificación D) directamente o después de otro aumento de presión. La corriente de condensado acuosa el puede ser descargada del proceso o conducida hacia la etapa de hidrólisis del éster (parte del proceso F) ) .

En una etapa de proceso D) , la corriente gaseosa de productos b ó —si se hace el paso de separación en la etapa del proceso C)— la fase c2 que contiene el alcano (II) y el alqueno (III) y, si es apropiado, la corriente gaseosa residual c3, o, si se hace el paso de absorción con el ácido orgánico como ya se describió. El ácido orgánico cargado con hidrocarburos de C3 y/o C4 reacciona con un ácido orgánico (IV) en una zona de esterificación para obtener una mezcla gaseosa de productos d que contenga el éster alquilico (V) correspondiente (éster isopropilico y/o éster 2-butilico) o el ácido orgánico (IV) y el alcano (II) no convertido.

La esterificación puede hacerse en la fase liquida o bifásicamente (con respecto a los reactantes) como una reacción gas/liquido.

La esterificación generalmente se hace a una presión desde 10 hasta 100 bar y a una temperatura desde 50 hasta 250°C. En general, el ácido orgánico, basado en alqueno, se utiliza en cantidades de 0.5-50 mol por mol de alqueno, preferentemente en exceso estequiométrico, preferentemente en cantidades de 1.1-6 mol, más preferentemente 1.2-2.5 mol por mol de alqueno. En general, desde 50 hasta 90% de alqueno reacciona para obtener el éster alquilico correspondiente. Además, los componentes secundarios insaturados presentes en la corriente gaseosa de productos b y/o en la corriente c2 pueden reaccionar para obtener ésteres alquilicos. Estos pueden ser removidos por destilación directamente en los pasos de tratamiento que siguen. Los alquenos presentes en la corriente b y/o c2, por su naturaleza, no reaccionan en la etapa de esterificación D) y salen de la etapa de esterificación D) junto con el alqueno no convertido en la esterificación en la corriente d en el caso de la operación de la etapa de esterificación D) en la fase liquida homogénea, o como una corriente adicional d2 en el caso de la operación de la etapa de esterificación D) en el modo gas-liquido. Esta corriente puede, además, el alcano y alqueno, también contener cantidades pequeñas del éster formado y agua, y las sustancias de punto de ebullición bajo ya presentes en la corriente c2.

La etapa de esterificación D) es operada en modo gas-liquido, puede contener dos zonas, una zona de reacción y una zona de relavado. El objetivo de la zona de reacción es una conversión máxima del ácido con el alqueno. En la zona de relavado, la adición de agua libera en gran medida la corriente gaseosa d2 de los residuos ácidos. Esto permite evitar los problemas de corrosión en otras partes de la planta cuando se recircula la corriente d2) .

La esterificación puede hacerse en reactores de lecho fijo en modo de goteo o en modo de lecho fluidizado. En principio, el ácido orgánico y la corriente que contiene alqueno pueden conducirse en co- o contracorriente, pero también en corriente cruzada. Se da preferencia a conectar una pluralidad de lechos catalizadores en una batería, si es apropiado, con alimentación intermedia del ácido y/o de la corriente que contiene alqueno. Se da preferencia al uso de una batería de 2-5, más preferentemente 2-3 zonas de reacción diferentes. El calor de reacción liberado puede ser removido por superficies de intercambio de calor internas. También es posible un método con un sistema de circulación externo en el cual se instale un intercambiador de calor para remover el calor de la reacción. El ajuste de la velocidad de circulación permite que el perfil de temperatura axial en el reactor sea ajustado prácticamente como se desee. De otro modo, la esterificación también puede hacerse en columnas por goteo o reactores de bucle de chorro. Una modalidad particular es el reactor tubular en modo de lecho fluidizado el cual es operado en una forma controlada en el punto de fluidización del catalizador (denominado método de lecho flotante) , con intercambiador de calor externo y dos reactores en una batería.

En la zona de relavado, la adición de agua remueve residuos ácidos. En términos del aparato, esta zona corresponde a una columna de absorción la cual puede ser diseñada por separado como un aparato dedicado o especializado o integrado en el reactor de lecho fijo. Los elementos internos que se utilizan pueden ser bandejas, rellenos estructurados o rellenos al azar. La cantidad del agua de lavado se selecciona de modo que la cantidad de residuo ácido en la corriente gaseosa d2 sea < 50 ppm, preferentemente « 10 ppm, más preferentemente « 1 ppm. Una relación común de cantidad de agua de lavado: cantidad de ácido para ser removido para lograr < 1 ppm de ácido es en el intervalo desde 1 kg/kg a 20 kg/kg. El agua de lavado cargada con residuos ácidos puede utilizarse en la etapa de proceso F) para la hidrólisis del éster.

Los catalizadores de esterificación heterogéneos apropiados son resina de intercambio iónico ácidas, especialmente aquellas compuestas de poliestireno sulfonado reticulado con divinil benceno. Estos catalizadores pueden tener diferentes estructuras de poros —se hace una diferencia entre catalizadores microporosos, tipo gel y macroporosos . También es posible que los radicales electronegativos, por ejemplo cloro o flúor, sean u nidos a los anillos aromáticos del poliestireno . Los catalizadores apropiados de este tipo son, por ejemplo, Amberlyst 15, 16, 36, 39, 40, 46, 48, 70, 119, 139 Lewatit K1131, K1221, K1461, K2420, K2629, K2649, Purolite CT169, CT175, CT275, Diaion RCP145H. Se da preferencia particular a aquellos catalizadores que contienen un elevado contenido de grupos ácidos, por ejemplo, Amberlyst 35, 36, 40, 49, 199, Lewatit K2649, Purolite CT275. Los catalizadores que se mencionan en la presente por lo regular pueden obtenerse en forma seca o en forma acuosa. Ambas formas son apropiadas; en el caso de catalizadores que contienen agua, el agua es desplazada lavando con el ácido orgánico. Un grupo de catalizadores relacionados a las resinas de intercambio iónico ácidas deriva de aromáticos policondensados sulfonados o carbono grafitico. Tales materiales se forman, por ejemplo, sulfonando aromáticos policiclicos, por ejemplo, naftaleno o antraceno, en condiciones que conduzcan a la condensación de los aromáticos. Un proceso semejante procede a partir de la carbonización de material orgánico, por ejemplo de azúcares, en condiciones anaeróbicas. Los residuos correspondientes son entonces sulfonados. Otro grupo de catalizadores heterogéneos orgánicos deriva de líquidos iónicos deriva de líquidos iónicos que son adsorbidos sobre materiales de soporte apropiados. Además de las resinas de intercambio iónico poliméricas, los catalizadores apropiados también son una serie de catalizadores inorgánicos como los catalizadores de óxido metálico ácido o zeolitas ácidas. Los catalizadores de óxido metálico ácido incluyen, en particular, óxido de zirconio sulfatado y sistemas de tungstato de zirconio y/o tungstato de titanio. Este grupo de catalizadores también incluyen sales ácidas insolubles en agua de los heteropoliácidos , por ejemplo, de ácido tungsto- o molibdofosfórico o de ácido tungstosilicico . Sales insolubles como éstas se forman a partir de estos ácidos con cationes metálicos con radios iónicos grandes, por ejemplo K+, Rb+, Cs+, NH4+ ó Ag+ . En estas sales, comúnmente 10-90% mol, en particular 40-85% mol, de los sitios ácidos han sido intercambiados por cationes. Otro grupo de catalizadores se obtiene de los heteropoliácidos o sales de éstos, los cuales son adsorbidos sobre un material de soporte inerte, por ejemplo gel de sílice, alúmina o carbono activado. Los catalizadores de zeolita apropiados incluyen aquellos de la zeolita beta, la faujasita, la mordenita y el tipo de estructura de zeolita ZSM-5. Además de la estructura de zeolita, la relación de los átomos Si/Al (el módulo) en la estructura de zeolita es crucial para la actividad catalítica de la zeolita. Las zeolitas apropiadas para el proceso de acuerdo con la invención son aquellas que tienen un módulo entre 2 y 500, en particular entre 3 y 200, y más preferentemente entre 5 y 100. Los catalizadores inorgánicos que se describen en la presente comúnmente son activados térmicamente, es decir, los materiales se calcinan a temperaturas entre 50 y 900°C, preferentemente entre 90 y 500°C.

La reacción de esterificación también puede efectuarse en catálisis homogénea. Los catalizadores adecuados para este propósito son ácidos minerales, especialmente ácido sulfúrico, ácidos sulfónicos o los heteropoliácidos libres, y sus sales solubles ácidas o líquidos iónicos ácidos.

Se da preferencia a la esterificación en presencia de catalizadores heterogéneos. Los catalizadores heterogéneos preferidos son resinas de intercambio iónico ácidas, las sales ácidas de K, Cs ó amonio de los heteropoliácidos y beta-zeolitas y faujasitas. Se da preferencia particular a las resinas de intercambio iónico .

Los ácidos orgánicos (IV) preferidos son ácido fórmico y ácido acético, los cuales reaccionan con propeno para dar formato de isopropilo y acetato de isopropilo, respectivamente, y con butenos (1-buteno y 2-buteno) para obtener formato de 2-butilo y acetato de 2-butilo, respectivamente.

En la etapa de proceso E) , una corriente gaseosa el que contiene el alcano (II) no convertido (propano y/o n-butano) se remueve de la mezcla de productos d de la esterificación, y se recircula a la zona de deshidrogenación si es apropiado. Para este fin, la mezcla de productos d de la esterificación generalmente se descomprime para remover una corriente gaseosa el que contiene propano y/o n-butano y para obtener una mezcla de productos e2 que contenga el éster alquilico (V) . la corriente gaseosa el puede ser combinada con la corriente gaseosa d2 de la zona de relavado en la parte del proceso D y estas pueden ser alimentadas juntas a la zona de deshidrogenación B.

En general, la mezcla de productos d se descomprime desde una presión en el intervalo desde 20 hasta 60 bar a una presión en el intervalo desde 2 a 10 bar. Cualquiera de las sustancias de punto de ebullición como etano, eteno, metano, óxidos de carbono y gases inertes presentes en la mezcla de productos d se remueven juntos con el propano y/o n-butano. La corriente gaseosa el que contiene el alcano (II) preferentemente se recicula a la deshidrogenación de alcano.

La corriente gaseosa el que contiene el alcano (II) también puede contener sustancias de punto de ebullición bajo como puede ser etano, eteno, metano, óxidos de carbono y gases inertes, y también hidrógeno. En general, esta contiene sustancias de punto de ebullición bajo con o sin hidrógeno cuando la remoción antes descrita (optativa) de las sustancias de punto de ebullición e hidrógeno (corriente gaseosa residual c3) no ha sido ya efectuada en el paso C) . A partir de la corriente gaseosa el, una subcorriente puede ser removida y descargada del proceso para prevenir la acumulación de componentes secundarios. Esta subcorriente puede ser incinerada o enviada a una etapa de proceso para recuperar alcano/alqueno presente en ésta. La recuperación puede hacerse como una absorción o adsorción, como separación de membrana o rectificación. El hidrógeno presente en la corriente puede ser recuperado, por ejemplo, por adsorción oscilante de presión. El alcano/alqueno recuperado y el hidrógeno recuperado pueden ser recirculados a la deshidrogenación. También es posible: descargar toda la corriente el del proceso o enviar a la! etapa de proceso para recuperar alcano/alqueno o el1 hidrógeno presente en éstas.

Para lograr mejor separación entre alqueno/alcano por una parte y la mezcla éster/ácido por la otra en el caso de la descompresión pura, además puede hacerse una; destilación y/o rectificación. Para una separación como ésta con una relación de reflujo entre 0.2 y 1.5, por lo regular entre 10 y 20 platos teóricos se necesitan. Es posible en este caso utilizar columnas de bandeja o platos, por ejemplo, columnas de platos de campana de borboteo y columnas con relleno al azar o columnas con relleno estructurado.

La mezcla de productos d también puede ser descomprimida desde una presión en el intervalo desde 20 hasta 60 bar a una presión generalmente desde 2 hasta 45 bar, por ejemplo desde 10 hasta 40 bar o, en una variante especifica, desde 25 hasta 32 bar. Las corrientes el y e2 presentes después de la descompresión pueden ser tratadas como se describe más adelante utilizando dos columnas KÍ y K2.

Es posible realizar diversas variantes de este tratamiento. Las variantes I son apreciables en cuanto a que los componentes de C3 (propano y propeno) se remueven "agudamente", solo una cantidad muy pequeña de propano y propeno estando presente en el efluente del fondo (corresponde a la corriente e2) (por ejemplo, aprox. 100-1000 ppm en masa) . La ventaja de estas variantes es que solo una cantidad muy pequeña de, si lo hay, hidrocarburos de C3 quedan en los pasos ulteriores F) y G) . Cuando los componentes de C3 no se remueven exactamente, como corresponde a la variante II que se describe más adelante, esto puede ocasionar un mayor nivel de complejidad del proceso en las etapas F) y G) .

En una variante la, la corriente gaseosa el presente después de la descompresión es alimentada a una primera columna Kl . La presión en esta columna es igual a solo ligeramente menor que la presión de la corriente de alimentación. La columna Kl preferentemente es la sección de rectificación pura de una columna tradicional, es decir, no tiene un evaporador sino tiene un condensador, y la alimentación preferentemente es en el fondo de la columna. La corriente liquida e2 presente después de la descompresión es alimentada a la segunda columna K2. La presión de la columna K2 es significativamente por debajo de la presión de la columna Kl . Las presiones comunes son, por ejemplo, 30 bar para Kl (todas presiones absolutas) y 1.5 bar para K2. En general, la presión en Kl es desde 10 hasta 40 bar, preferentemente desde 25 hasta 32 bar y, en K2 desde 1 hasta 5 bar, preferentemente desde 1.3 hasta 2 bar. La bottom draw (extracción del fondo) de la columna Kl, del mismo modo, se alimenta a la columna K2. Las dos corrientes top draw (extracción de la parte alta) de las columnas Kl y K2 corresponden a la corriente el y pueden utilizarse más o tratarse además como se describe antes. En este caso, el top draw de la segunda columna K2 preferentemente se recircula directamente a la deshidrogenación, para lo cual se utiliza opcionalmente un compresor.

En otra variante Ib, el procedimiento es como se describe en la variante la, con excepción que la presión de la columna K2 en este caso es mayor (valores comunes, por ejemplo, Kl = 30 bar, K2 = 5 bar) . En general, la presión en Kl es desde 10 hasta 40 bar, preferentemente desde 25 hasta 32 bar, y la de K2 desde 2.5 a 7 bar, preferentemente desde 4 hasta 6 bar. Esta variante tiene la ventaja que no requiere compresor.

En una variante Ic más, el procedimiento es como se describe en la variante la, con la diferencia que la temperatura del condensador de la columna K2 es mayor (por ejemplo aprox. 40°C) . En general esta temperatura es desde 30 hasta 50°C, preferentemente desde 37 hasta 45°C. Como resultado, la corriente top draw de la columna K2 todavía contiene proporciones grandes de ésteres alquílicos y en consecuencia no puede ser recirculada directamente a la deshidrogenación. Esta corriente, por tanto, se comprime a la presión de la columna Kl y es enviada a la columna Kl . En esta variante solo la corriente top draw de la columna Kl corresponde a la corriente el y puede utilizarse más o tratarse más como se describe antes. En general, la presión en Kl es desde 10 hasta 40 bar, preferentemente desde 25 hasta 32 bar y, en K2, desde 1 hasta 5 bar, preferentemente desde 1.3 hasta 2 bar.

En otra variante II, el procedimiento es como se describe en la variante Ib, con la excepción que cantidades más grandes de los componentes de C3 (propano y propeno) son permitidos en el efluente de los fondos dé la columna K2 (por ejemplo, aprox. 1-2% en masa), de modo que la temperatura del fondo se limita a aprox. 100-110°C y no resultan requerimientos aumentados del material en el evaporador y la parte del fondo de la columna K2. La presión en la columna Kl generalmente es desde 10 hasta; 40 bar, preferentemente desde 25 hasta 35 bar; la presión: en la columna K2 es generalmente desde 2.5 hasta 7 bar, preferentemente desde 4 a 6 bar.

Como una opción, también es posible tratar la corriente de recirculación d2 de la misma forma si todavía contiene cantidades relativamente grandes de éster. Aquí también, se da preferencia a la purificación destilativa de la corriente. Esto puede hacerse en una columna separada, o de otro modo junto con el tratamiento de la corriente d en una columna común. Esto puede ser seguido por purificación fina por adsorción, absorción, lavado de gases o etapas de purificación catalítica.

La mezcla de productos e2 que contiene el éster alquílico (V) (consistente principalmente en el éster alquílico (V) y del ácido orgánico (IV), por ejemplo de acetato de isopropilo y ácido acético) puede ser tratado más antes de que la corriente e2 sea conducida a la etapa del proceso F) . En una columna de destilación, el ácido orgánico (IV) , por ejemplo ácido acético, puede ser removido del éster alquílico (V) , por ejemplo acetato de isopropilo. El ácido orgánico (IV), por ejemplo ácido acético, puede ser obtenido como el producto del fondo y recirculado a la etapa de esterificación. El éster1 alquilico (V), por ejemplo acetato de isopropilo, puede obtenerse como el producto superior y conducido además hacia la etapa del proceso F) . Los ejemplos de los parámetros del proceso apropiados en el caso de la separación de ácido acético y acetato de isopropilo son una presión de hasta 2 bar (todas presiones absolutas) y una relación de reflujo desde 0 a 3. La remoción del ácido orgánico afecta positivamente el equilibrio de la reacción en el reactor para hidrólisis de la etapa del proceso G) . Esto permite que una mayor conversión de hidrólisis sea habilitada con la consecuencia adicional que las corrientes de recirculación (agua = corriente h3; acetato de isopropilo = corriente il) se reduzcan en gran medida. Debido a las corrientes de recirculación significativamente más pequeñas, se reducen las demandas de capital y energía, por ejemplo del aparato (2) , (3) , (4) y (5) que se describen más adelante. Como resultado de la remoción del ácido orgánico (IV) antes descrito, la etapa de hidrólisis F) se realiza, la etapa de adición D) y la etapa de hidrólisis F) se desacoplan adicionalmente . i En un paso de proceso F) , la mezcla de productos e2 que contiene el éster alquilico (V) reacciona con agua en i i una zona de hidrólisis del éster para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I) (isopropanolj y/o 2-butanol) y el ácido orgánico (IV) . En una etapa del proceso G) , se remueve alcanol (I) de la mezcla de productos f y se recupera ácido orgánico (IV) . El ácido orgánico (IV) generalmente se recircula a la etapa de esterificación D) , o se conduce como un absorbente a la etapa de absorción para remover alqueno y alcano de la fase gaseosa c3. i En esta etapa, la mezcla de productos f puede ser-separada en una corriente gl que contiene el ácido, y una corriente g2 que contiene el alcanol (I) y el éster alquilico (V) . El éster alquilico puede ser removido por destilación a partir de la corriente de alcanol g2 y recirculado a la zona de hidrólisis del éster. Dependiendo del equilibrio de fases, el alcanol (I) puedé ser removido de la mezcla de productos f por destilación sencilla o por rectificación azeotrópica con el uso de agentes azeotropizantes (por ejemplo benceno, ciclohexano o diisopropil éter en el caso de isopropanol) , por destilación extractiva utilizando un extractante (por ejemplo líquidos iónicos o ácido acético) o por procesos de membrana (preevaporacion o permeacion de vapor) .

La esterificación puede hacerse con catálisis homogénea o heterogénea. Los catalizadores apropiados para la hidrólisis del éster son en principio los catalizadores antes descritos, los cuales también se utilizan en la reacción de esterificación. Los catalizadores heterogéneos preferidos son resinas de intercambio iónico. Los catalizadores homogéneos preferidos son ácido sulfúrico o heteropoliácidos .

La zona de hidrólisis del éster puede ser, configurada como un reactor o como una columna de destilación reactiva. También es posible una combinación de reactor y columna de destilación reactiva.

Se da preferencia a hacer la hidrólisis del éster! con una cantidad subestequiométrica de agua. Esto permite: que el ácido orgánico (IV) sea recuperado principalmente; en forma concentrada y no necesita ser concentrado antes: de que sea recirculado a la etapa de esterificación D) .

La hidrólisis del éster y la destilación puede hacerse en pasos de procesos diferentes. En una variante del proceso de acuerdo con la invención, la mezcla e2 que contiene el éster alquilico (V) reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I), el ácido orgánico (IV), el éster alquilico (V) y agua, y esta mezcla luego se separa en al menos dos columnas de destilación conectadas en serie, si es apropiado, junto con una columna con muro divisorio.

En el caso de la hidrólisis del éster catalizada heterogéneamente, el reactor de la hidrólisis del éster puede ser configurado como un reactor de lecho fijo, reactor de lecho de goteo, reactor de lecho fluidizado o reactor de suspensión. En el caso de reactor de lecho fluidizado, el catalizador puede ser operado en una forma controlada en el punto de fluidización (asi denominado método de lecho flotante) . En el caso de hidrólisis del éster catalizada en forma homogénea, el reactor puede, por ejemplo, ser configurado como un reactor de tanque con agitación o reactor tubular. Cuando la hidrólisis del éster se hace homogéneamente, el catalizador por lo regular se remueve junto con el ácido orgánico en el paso de proceso G) , generalmente a través de la corriente bottom draw de la primera columna de destilación. En este caso, el catalizador puede ser removido antes de que el ácido orgánico sea recirculado a la etapa de esterificación D) , y el catalizador removido puede ser recirculado al reactor de hidrólisis del éster. El catalizador puede ser removido térmicamente en un evaporador o en una columna de destilación en múltiples etapas, y también en un separador de fases, o incluso por combinación de separación de fases y separación térmica. Cuando el mismo catalizador homogéneo para la esterificación se utiliza para la hidrólisis del éster, es posible omitir la remoción separada del catalizador. Para esta variante del proceso son particularmente apropiados los heteropoliácidos y ácido sulfúrico.

Por ejemplo, en una primera modalidad especifica del: proceso de acuerdo con la invención, el ácido orgánico que se utiliza es ácido acético y se obtiene una mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2, y, en el paso F) , la mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster para obtener una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido acético,! acetato de isopropilo y agua, y en la etapa G) , la mezcla de productos f se separa en una primera columna de destilación (1) en una corriente gl consistente principalmente en ácido acético y una corriente g2 que contiene acetato de isopropilo, isopropanol y agua, y la corriente g2 se separa en una segunda columna de destilación (2) en una; corriente hl que contiene acetato de isopropilo e isopropanol, y una corriente h2 que consiste principalmente en isopropanol y agua, y la corriente gl se recircula a la zona de esterificación. Esta variante se muestra en la Figura 1.

En una variante especifica, la separación de lai mezcla de productos f en una corriente gl consistente: principalmente en ácido acético y una corriente g2 consistente en acetato de isopropilo, isopropanol y agua, pueden combinarse con un paso de hidrólisis adicional.; Para este fin, la columna de destilación (1) puede estar equipada con un reactor lateral el cual contiene el catalizador de hidrólisis, o la columna de destilación (1) puede ser diseñada como una columna de destilación1 reactiva en virtud de al menos una sección de columna equipada con bandejas o rellenos estructurados que contienen el catalizador para hidrólisis, o corriente abajo de la columna de destilación, una subcorriente dé la corriente g2 puede ser conducida a través de un reactor que contiene el catalizador de hidrólisis y recirculada a la columna de destilación (1) . Los parámetros del proceso para el reactor hidrólisis adicional son, por ejemplo, una presión desde 2 hasta 10 bar y una temperatura desde 60 hasta 130°C.

El reactor de hidrólisis adicional presenta las, siguientes ventajas: puesto que la conversión de reacción en el reactor para hidrólisis (paso de proceso F) está limitada por el equilibrio de la reacción, la corriente f, está virtualmente en el equilibrio de la reacción. Como resultado de la remoción del ácido acético en la columna de destilación (1), se hace posible, otra conversión de hidrólisis, la cual puede ser instrumentada en el reactor de hidrólisis adicional. Como consecuencia de la conversión de hidrólisis adicional, las corrientes de recirculación (agua = corriente h3; acetato de isopropilo = corriente il) se reducen y correspondientemente también el costo del capital y demanda de energía del aparató (2), (3), (4) y (5) que se describen más adelante.

En otra columna (4), el isopropanol puede removerse como el destilado de la corriente hl para obtener una corriente il que consiste principalmente en acetato de isopropilo y se recircula al reactor de hidrólisis del éster (10) . El agua presente en la corriente g2 puede ser removida por destilación azeotrópica, consistente en dos columnas de destilación (mencionadas como la segunda (2) y tercera columna (3) ) y un separador de fases (5) utilizando un agente azeotropizante, por ejemplo, benceno o diisopropil éter, y recirculada como corriente h3 al reactor de hidrólisis del éster (10) . Cuando se obtiene diisopropil éter como un subproducto en la hidrólisis del éster, el agente azeotropizante que se utiliza en la remoción del agua preferentemente es diisopropil éter.

La hidrólisis del éster se hace generalmente a una presión desde 1 hasta 10 bar, preferentemente desde 2 hasta 5 bar, y una temperatura desde 50 hasta 150°C, preferentemente desde 80 hasta 120°C. Se da preferencia a trabajar en presencia de intercambiador iónico ácido como el catalizador. El agua puede ser utilizada en una deficiencia o exceso estequiométrico; esta generalmente se utiliza en deficiencia estequiométrica con base en el acetato de isopropilo, preferentemente en cantidades desde 0.5 hasta 0.9 mol de agua por mol de acetato de isopropilo. Se da preferencia a efectuar la reacción de hidrólisis del éster en un reactor de lecho fluidizado en modo de lecho flotante.

La mezcla de productos resultante f contiene, por ejemplo, desde 5 hasta 20% en peso de isopropanol, desde 10 hasta 50% en peso de ácido acético, desde 30 hasta 70% en peso de acetato de isopropilo y desde 5 hasta 15% en peso de agua. La corriente gl, la cual generalmente se obtiene como la corriente bottod draw de la primera columna (1), contiene, por ejemplo, desde 90 hasta 100% en peso de ácido acético y además también puede contener desde 0 hasta 5% en peso de acetato de isopropilo y desde 0 hasta 5% en peso de isopropanol. La corriente g2, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la primera columna (1), contiene, por ejemplo, desde 40 hasta 70% en peso de acetato de isopropilo, desde 10 hasta 80% en peso de isopropanol y desde 0 hasta 20% en peso de agua. La corriente hl, que generalmente se obtiene como la corriente bottom draw de la segunda columna (2), contiene, por ejemplo, desde 60 hasta 90% en peso de acetato de isopropilo y desde 5 hasta 30% en peso de isopropanol y desde 0 hasta 5% en peso de ácido acético, y la corriente h2, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la segunda columna (2), contiene, por ejemplo, desde 30 hasta 60% en peso de acetato de isopropilo, desde 5 hasta 15% en peso de agua y desde 10 hasta 30% en peso de isopropanol. Además, la corriente h2 también puede contener hasta 50% en peso de agente azeotropizante y trazas de ácido acético.

La corriente h3 que se obtiene como la corriente bottom draw de la tercera columna (3) contiene preferentemente al menos 95% en peso de agua, y la corriente h4, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la tercera columna (3) contiene, por ejemplo, desde 5 hasta 15% en peso de acetato de isopropilo, desde 15 hasta 50% en peso de agua y desde 30 hasta 70% en peso de isopropanol. Además, la corriente h.4 también puede contener hasta 5% en peso de agente azeotropizante y trazas de ácido acético. La corriente il, que generalmente se obtiene como la corriente bottom draw de otra (cuarta) columna (4) contiene preferentemente al menos 90% en peso de acetato de isopropilo, hasta 5% en peso de ácido acético y hasta 5% en peso de isopropanol, y la corriente i2, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la cuarta columna (4) contiene preferentemente al menos 98% en peso de isopropanol. Además, la corriente i2 puede también contener hasta 2% en peso de acetato de isopropilo y trazas de agente azeotropizante y agua.

En el separador de fases (5) , las corrientes top draw h4 y h2 con adición de un agente azeotropizante (benceno) se separan en una fase acuosa y una fase orgánica. La fase acuosa se introduce como reflujo a la tercera columna (3) y contiene preferentemente al menos 70% en peso, hasta 10% en peso de acetato de isopropilo, hasta 20% en peso de isopropanol y trazas de agente azeotropizante . La fase orgánica se introduce como reflujo a la segunda columna (2) y contiene preferentemente al menos 40% en peso de acetato de isopropilo, hasta 10% en peso de agua, desde 10 hasta 40% en peso de isopropanol y desde 10 hasta 50% en peso de agentes azeotropizantes, y también trazas de ácido acético.

La primera columna (1) tiene generalmente desde 10 hasta 30 platos teóricos y se opera a una presión desde 0.5 a 2 bar. La segunda columna (2) tiene generalmente desde 25 hasta 50 platos teóricos y se opera a una presión desde 0.5 a 2 bar. La tercera columna (3) tiene generalmente desde 1 hasta 15 platos teóricos y se opera a una presión desde 0.5 a 2 bar. La cuarta columna (4): tiene generalmente desde 40 hasta 70 platos teóricos y se| opera a una presión desde 5 a 10 bar.

En una segunda modalidad especifica del proceso de' acuerdo con la invención, el ácido orgánico que se utiliza es ácido fórmico y se obtiene una mezcla de productos que contiene formato de isopropilo e2, y en el paso F) , la mezcla de productos que contiene formato de isopropilo e2 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster (10) para obtener una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido fórmico, formato de isopropilo y agua, y en el paso G) , la mezcla de productos f se separa en una primera columna de destilación (1) en una corriente gl que contiene ácido fórmico y agua, y una corriente g2 que contiene formato de isopropilo, isopropanol y agua, y la corriente g2 se separa en una segunda columna de destilación (2) en una corriente g4 que contiene formato de isopropilo, agua e isopropanol, y una corriente g3 que consiste principalmente en isopropanol y la corriente gl se recircula a la zona de esterificación, y la corriente g4 al reactor de hidrólisis del éster (10) . g3 generalmente se^ obtiene como la corriente bottom draw o la corriente gaseosa side draw (de extracción lateral) . Además, es posible remover agua a partir del ácido fórmico en la: corriente gl, y asi solo el ácido fórmico concentrado puede ser conducido nuevamente a la zona de esterificación, lo; cual logra mayores rendimientos de espacio-tiempo y permite a la corriente de agua baja en ácido fórmico ser conducida1 otra vez al reactor de hidrólisis del éster. Esta variante se muestra en la Figura 2.

La hidrólisis del éster se hace generalmente a una presión desde 1 hasta 10 bar, preferentemente desde 2 hasta 5 bar, y una temperatura desde 50 hasta 150°C, preferentemente desde 80 hasta 120°C. Se da preferencia a trabajar en presencia de intercambiador iónico ácido como el catalizador. El agua se utiliza generalmente en deficiencia estequiométrica con base en el formato de isopropilo preferentemente en cantidades desde 0.5 hasta 0.9 mol de agua por mol de formato de isopropilo. Si es apropiado, el agua también puede adicionarse en exceso estequiométrico .

La mezcla de productos f contiene, por ejemplo, desde 10 hasta 25% en peso de isopropanol, desde 15 hasta 40% en peso de ácido fórmico, desde 20 hasta 60% en peso de formato de isopropilo y desde 5 hasta 20% en peso de agua .

La corriente gl, que generalmente se obtiene como la corriente bottod draw de la primera columna (1), contiene, generalmente una mezcla de, por ejemplo, desde 80 hasta 95% en peso de ácido fórmico y 5 hasta 20% en peso de agua. La corriente g2, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la primera columna (1) , contiene, por ejemplo, desde 50 hasta 80% en peso de formato de isopropilo, hasta 10% en peso de agua y desde 20 hasta 40% en peso isopropanol. La corriente g4, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la segunda columna (2) , contiene una mezcla de, por ejemplo, desde 70 hasta 90% en peso de formato de isopropilo, hasta 15% en peso de agua y desde 5 hasta 15% en peso de isopropanol. La corriente g3, que generalmente se obtiene como la corriente top draw y la corriente gaseosa side draw de la segunda columna (2) , consiste preferentemente en cierta medida de al menos 98% en peso de isopropanol y puede además también contener agua en cantidades de hasta 2% en peso.

La primera columna (1) tiene generalmente desde 30 hasta 60 platos teóricos y es operada a una presión desde 0.5 hasta 3 bar. La segunda columna (2) generalmente tiene desde 30 hasta 60 platos teóricos y se opera a una presión desde 0.5 hasta 1 bar.

En una tercera modalidad especifica del proceso de acuerdo con la invención, en el paso F) , la mezcla de productos que contiene formato de isopropilo e2 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster (10) para dar una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido fórmico, formato de isopropilo, y agua, y en el paso G) , la mezcla de productos f es conducida a una columna de destilación de pared divisoria (1) en un lado de la pared divisoria y separada en una corriente gl que contiene ácido fórmico y agua, una corriente de destilado g4 que contiene formato de isopropilo, agua e isopropanol y una corriente lateral g3 en el lado lejano de la pared divisoria consisten principalmente en isopropanol, y la corriente de fondo gl es recirculada a la zona de esterificación y la corriente g4 al reactor de hidrólisis del éster (10) . La composición de las corrientes gl, g3 y g4 obtenida preferentemente es la misma que en el caso de conexión de dos columnas separadas. La columna de pared divisoria (1) generalmente tiene desde 10 hasta 30 platos teóricos en la columna preliminar y desde 30 hasta 60 platos teóricos en la columna principal, y se opera a una presión desde 0.5 hasta 3 bar. Esta variante se muestra en la Figura 3.

Sin embargo, también es posible hacer parte de la hidrólisis del éster y destilación simultáneamente en uno y el mismo paso de proceso en una columna de destilación reactiva, en cuyo caso la mezcla formada por hidrólisis del éster se separa simultáneamente por destilación al; menos parcialmente, y el ácido orgánico (si es apropiado junto con un catalizador homogéneo) se recupera. La columna de destilación reactiva puede ser precedida corriente arriba por un reactor preliminar.

La destilación reactiva puede hacerse bajo catálisis homogénea o heterogénea. La columna de destilación reactiva puede contener elementos internos acostumbrados (por ejemplo rellenos estructurados, rellenos al azar, bandejas). Los catalizadores heterogéneos pueden estar, presentes en forma de elementos internos catalíticos, por ejemplo, como rellenos estructurados catalíticos o rellenos al azar, o como una suspensión. Además es posible el acomodo del catalizador en los recipientes i externos que son alimentados por una corriente lateral de, la columna de reacción. i En una variante del proceso de acuerdo con la invención, la mezcla e2 que contiene el éster reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster preliminar: para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I), el ácido orgánico (IV), el éster alquílico; (V) y agua, y una mezcla de productos f2 compuesta dei alcanol (I) y el éster alquílico (V), y una corriente f3 que está compuesta del ácido orgánico (IV) y es1 recirculada a la zona de esterificación, se obtiene a partir de la mezcla gaseosa de productos f en una columna de destilación reactiva, y la mezcla de productos f2 se separa en una columna de destilación corriente abajo (otra) en una corriente gl compuesta del alcanol (I) y el éster alquilico (V) y cantidades pequeñas de agua, y una corriente g2 compuesta del alcanol (I) , siendo la corriente gl recirculada a la zona de hidrólisis del éster, preferentemente a la columna de destilación reactiva .

Por ejemplo, en una cuarta modalidad especifica del proceso de acuerdo con la invención, en el paso F) , la mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e21 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster preliminar para obtener una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido acético, acetato de isopropilo y agua, una mezcla de productos f2 consistente principalmente en isopropanol, acetato de isopropilo y cantidades pequeñas de agua, y una corriente f3 consiste principalmente en ácido acético, se obtienen a partir de1 la mezcla gaseosa de productos f en una columna de, destilación reactiva (1), y la corriente f3 se recircula a la zona de esterificación, y en el paso G, la mezcla de productos f2 se separa en una columna de destilación (2) en una corriente gl consistente principalmente en isopropanol, acetato de isopropilo y cantidades pequeñas de agua, y una corriente g2 consistente principalmente en isopropanol. La corriente gl puede ser recirculada al reactor de hidrólisis del éster (10) o preferentemente a la columna de destilación reactiva (1) . Esta variante se muestra en la Figura .

La mezcla de productos f, que contiene, por ejemplo, desde 5 hasta 20% en peso de isopropanol, desde 10 hasta 90% en peso de ácido acético, desde 10 hasta 80% en peso de acetato de isopropilo y desde 1 hasta 20% en peso de agua reacciona además en la columna de destilación reactiva (1) y se separa simultáneamente en una corriente f2 que contiene, por ejemplo, desde 30 hasta 80% en peso de isopropanol y desde 10 hasta 70% en peso de acetato de isopropilo y hasta 10% en peso de agua y generalmente se obtiene como una corriente top draw, y una corriente f3 que contiene preferentemente en un grado de al menos 90% en peso de ácido acético, además puede también contener acetato de isopropilo e isopropanol, y generalmente se obtiene como la corriente bottom draw.

En la columna de reacción, los elementos internos catalíticamente activos pueden ser ordenados por debajo o por encima de la alimentación. Además, otros elementos internos de separación pueden estar presentes en la parte alta y en la parte baja de la columna. La alimentación preferentemente es por debajo de la zona de reacción. La columna de reacción generalmente tiene desde 30 hasta 80 platos teóricos y es operada a una presión desde 1 hasta 6 bar. Además de la alimentación f, el agua puede ser adicionada por encima y por debajo de la zona, de reacción, y también en la propia zona de reacción.

La corriente gl, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la columna de destilación (2) , contiene, por ejemplo, desde 10 hasta 50% en peso de isopropanol y desde 30 hasta 90% en peso de acetato de isopropilo. La corriente g2, que generalmente se obtiene como la corriente bottom draw o la corriente side draw gaseosa de la columna de destilación (2), consiste preferentemente en un grado de al menos 98% en peso de isopropanol. Además, también puede contener acetato de isopropilo, generalmente en cantidades de hasta 1% en peso. La columna de destilación (2) tiene generalmente desde 10 hasta 50 platos teóricos y es operada a una presión desde 0.01 hasta 1 bar.

El reactor de hidrólisis del éster (10) conectado corriente arriba de la columna de destilación reactiva (1) también puede ser omitido. La ventaja del reactor preliminar en la destilación reactiva heterogéneamente catalizada es que la cantidad de catalizador en la columna en este caso puede ser reducida, y el reactor preliminar además actúa como un lecho protector protegiendo de venenos del catalizador.

Asi pues, en una quinta modalidad especifica del proceso de acuerdo con la invención, en el paso F) , la mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2 es alimentada con agua directamente a una columna de destilación reactiva (1), y una mezcla de productos f2 consistente principalmente en isopropanol, acetato de isopropilo y cantidades pequeñas de agua, y una corriente f3, consistente principalmente en ácido acético, se obtienen de la mezcla de productos e2 en la columna de destilación reactiva (1) , y la corriente f3 se recircula a la zona de esterificación, y en el paso G) , la mezcla de productos f2 se separa en una columna de destilación (2) en una corriente gl consistente principalmente en isopropanol, acetato de isopropilo y cantidades pequeñas de agua, y una corriente g2 consistente principalmente en isopropanol, y la corriente gl se recircula a la columna de destilación reactiva (1) . Esta variante se muestra en la Figura 5.

La composición de las corrientes f2, g3, gl y g2 corresponde esencialmente al método con el reactor de hidrólisis del éster corriente arriba.

Además del uso del catalizador heterogéneo para la hidrólisis del éster, del mismo modo es posible utilizar un catalizador homogéneo.

Asi pues, en una sexta modalidad especifica del proceso de acuerdo con la invención en el paso F) , la mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2 es alimentada con agua a una columna de destilación reactiva (1), y una mezcla de productos f2 consistente: esencialmente en isopropanol, cantidades pequeñas de; agua acetato de isopropilo, y una corriente f3, consistente principalmente en ácido acético y el catalizador homogéneo, se obtienen a partir de la mezcla de productos e2 en la columna de destilación reactiva (1) , y s recircula a la zona de esterificación, y en el paso G) , la mezcla de productos f2 se separa en una columna de destilación (2) en una corriente gl consistente principalmente en acetato de isopropilo, agua e isopropanol, y una corriente g2 consistente principalmente en isopropanol, y la corriente gl se recircula a la columna de destilación reactiva. Esta variante se muestra en la Figura 6.

El catalizador puede ser removido de la corriente f3 térmicamente en un evaporador o una columna de destilación de múltiples etapas y en un separador de fases, o la combinación de separador de fases y remoción térmica. La corriente concentrada del catalizador se recircula a la sección de rectificación de la columna de reacción, y el ácido acético concentrado se recircula otra vez a la etapa de esterificación .

La composición de las corrientes f2, gl y g2 corresponde principalmente al método con destilación reactiva heterogéneamente catalizada. La corriente f3, preferentemente consistente en ácido acético, puede contener hasta 50% en peso de catalizador.

En la columna de reacción (1) están presentes los elementos internos tradicionales para la destilación.

Preferentemente presentes en la zona de reacción son las bandejas de la columna, por ejemplo, bandejas de chimenea, las cuales permiten el establecimiento de tiempos de residencia definidos. Además de los elementos internos de la columna, es posible que los tiempos de residencia definidos sean adicionalmente establecidos en un recipiente externo unido a la columna, por medio de la extracción de una corriente desde la columna por medio de una side draw, pasándola a través del recipiente y conduciéndola otra vez a la columna. La columna de reacción tiene generalmente desde 30 hasta 100 platos teóricos y se opera a una presión desde 1 hasta 6 bar. Además de la alimentación e2, agua puede adicionarse a la zona de reacción.

En la cuarta, quinta y sexta variantes de proceso especificas antes descritas, se da preferencia al uso de agua en el paso F) en deficiencia estequiométrica con base en el acetato de isopropilo. Puesto que el agua se convierte prácticamente por complejo en la columna de reacción, esto impide la formación de azeótropos orgánico acuosos (como puede ser isopropanol-agua, isopropanol-acetato de isopropilo-agua) .

En el caso de formato de isopropilo también, la hidrólisis del éster puede hacerse como una destilación reactiva (con y sin reactor preliminar) .

Asi pues, en una séptima modalidad especifica del proceso de acuerdo con la invención, la mezcla de productos que contiene formato de isopropilo e2 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster (10) para obtener una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido fórmico, formato de isopropilo y agua, y una mezcla de productos f2 que consiste principalmente en isopropanol y formato de isopropilo, y una corriente f3 consistente principalmente en ácido fórmico y agua, se obtiene a partir de la mezcla de productos f en una columna de destilación reactiva (1), y la corriente f3 se recircula a la zona de esterificación, y, en el paso G) la mezcla de productos f2 se separa en una columna de destilación (2) en una corriente gl consistente principalmente en isopropanol y formato de isopropilo y una corriente g2 consistente principalmente en isopropanol, y la corriente gl se recircula al reactor de hidrólisis del éster (10) o preferentemente en la columna de destilación reactiva (1) . Esta variante del mismo modo se muestra en la Figura 4.

La mezcla de productos f, la cual contiene, por ejemplo, desde 5 hasta 15% en peso de isopropanol, desde 5 hasta 50% en peso de ácido fórmico, desde 20 hasta 70% en peso de formato de isopropilo y desde 1 hasta 15% en peso de agua, se convierte además en la columna de destilación reactiva (1) y se separa simultáneamente en una corriente f2 que contiene, por ejemplo, desde 10 hasta 50% en peso de isopropanol y desde 30 hasta 80% en peso de formato de isopropilo, y generalmente se obtiene como la corriente top draw, y una corriente f3 que contiene, por ejemplo, desde 60 hasta 85% en peso de ácido fórmico y desde 5 hasta 20% en peso de agua, además puede contener formato de isopropilo y generalmente se obtiene como la corriente top draw.

La corriente gl, que generalmente se obtiene como la corriente top draw de la columna de destilación (2) contiene generalmente una mezcla azeotrópica compuesta, por ejemplo, desde 5 hasta 30% en peso de isopropanol y desde 60 hasta 95% de formato de isopropilo. La corriente g2, que generalmente se obtiene como la corriente bottom draw o la corriente side draw gaseosa en la sección de destilación con arrastre de la columna de destilación (2), consiste preferentemente en un grado de al menos 99% en peso de isopropanol. Además, también puede contener formato de isopropilo, generalmente en cantidades de hasta 1% en peso. La columna de destilación (2) tiene generalmente desde 10 hasta 30 platos teóricos y se opera a una presión desde 0.1 a 1 bar.

En la séptima variante especifica del proceso antes descrita, del mismo modo se prefiere utilizar agua en el paso F) en deficiencia estequiométrica, con base en el formato de isopropilo. Puesto que el agua se convierte prácticamente por completo en la columna de reacción, esto evita la formación de azeótropos acuóso-orgánicos (por ejemplo isopropanol-agua, isopropanol-formato de isopropilo-agua) .

En la columna de reacción (1), los elementos internos catalíticos pueden estar acomodados por debajo o por encima de la alimentación. Además, otros elementos internos ¡ separadores pueden estar presentes en la parte alta y en la, parte baja de la columna. La alimentación preferentemente' es por debajo de la zona de reacción. La columna de! reacción generalmente tiene desde 30 hasta 80 platos teóricos y es operada a una presión desde 1 hasta 6 bar.

El reactor de hidrólisis del éster (10) conectado; corriente arriba de la columna de destilación reactiva (1) puede del mismo modo omitirse. La columna corriente abajo (2) y la columna de reacción (1) también pueden combinarse para obtener una columna de pared divisoria reactiva .

La invención se muestra con detalle por los ejemplos siguientes .

Ejemplo 1 Con la ayuda de un programa de simulación comercial AspenPlus, un proceso general integrado para la producción de isopropanol a partir de propano fue calculado por medio de ejemplo. En este ejemplo, el proceso contiene las etapas A a N. Estas se muestran con las corrientes acompañantes en las Figuras 7 y 8. Las composiciones calculadas de las corrientes individuales pueden tomarse a partir de la tabla. El cálculo de la simulación se basa en un modelo de equilibrio en estado estacionario con base en las mediciones de los equilibrios de fases vapor-liquido y liquido-líquido.

Una corriente gaseosa rica en propano (4) se alimenta a un reactor de deshidrogenación de propano A. Ésta se compone de la corriente de recirculación (16) desde la parte alta de la columna de rectificación G, la cual contiene principalmente propano, y las alimentaciones de propano fresco (1), agua (2) y oxigeno (3). La mezcla gaseosa de deshidrogenación (5) a 590°C que sale del reactor A es enfriada en etapas en la etapa de enfriamiento y condensación B para obtener una corriente de condensado acuosa (6) . La corriente gaseosa de productos (7) es alimentada a la etapa de compresión C en la cual se comprime a 40 bar. La corriente comprimida (8) es separada en el separador de fases D en tres subcorrientes . La corriente gaseosa (11) es alimentada a la columna de absorción E, la corriente liquida rica en propano y propeno (10) al reactor de esterificación F. También se obtiene en el separador de fases D una corriente acuosa (9) . En la columna de absorción E, propano' y propeno preferentemente se disuelve en un absorbente y se alimentan juntos con el absorbente como corriente (12) al reactor de esterificación F. El absorbente que se utiliza es la corriente rica en ácido acético (22) recirculado desde la corriente bottom draw de la columna de rectificación I, la cual es suplementada con ácido acético fresco (34) . La corriente gaseosa (13) puede ser descargada como gas de purga o incluso, si es apropiado, después de un paso de separación adicional, es recirculada otra vez al reactor de deshidrogenación A. En el reactor de esterificación F, a 40 bar y 110°C, 90% de propeno abastecido con las corrientes (12) y (10) reacciona con ácido acético para obtener acetato de isopropilo. Para el cálculo se supone una selectividad de 100% para acetato de isopropilo. Las dos corrientes de salida del reactor de esterificación F, la corriente gaseosa (14) y la corriente liquida (15) son alimentadas a la columna de rectificación G. La corriente gaseosa top draw (16) de la columna G se conduce al reactor de deshidrogenación de propano A, y la corriente liquida bottom draw (17) al reactor de hidrólisis del éster H. Además de esta corriente (17), agua (18) y las dos corrientes bottom draw (30) y (32) de las columnas de rectificación L y N, respectivamente, son alimentadas al reactor de hidrólisis del éster H. En el reactor de hidrólisis del éster H, a 5 bar y 100°C, 20% de acetato de isopropilo se convierte en isopropanol a una selectividad supuesta de 100%. La corriente de salida (21) del reactor de hidrólisis del éster H es alimentada a la columna de rectificación corriente abajo I. La corriente bottom draw rica en ácido acético (22) de la columna I es recirculada a la columna de absorción E. En el condensador de la parte alta de la columna de rectificación I, una corriente de gas de purga (231) compuesto de gases no condensables bajo estas condiciones, y la corriente top draw restante (23) , se conducen a la columna de destilación con arrastre K. En las columnas de destilación con arrastre K y L y en el separador de fases M, se hace una etapa de rectificación azeotrópica con benceno como el agente azeotropizante . En cada caso en los extremos superiores de las dos columnas K y L, una corriente de gas de purga compuesta de gases no condensables en estas condiciones se extrae (corrientes 251 y 311) . Las dos corrientes top draw restantes (25) y (31) se conducen al separador de fases M. Desde el separador de fases M, la fase liquida superior (26) es alimentada con la corriente de alimentación de benceno fresco (27) junto como corriente (28) a la parte alta de la columna de destilación con arrastre K, y la fase liquida inferior (29) a la parte alta de la columna de destilación con arrastre L. La corriente bottom draw (30) que contiene principalmente agua de la columna de destilación con arrastre L se recircula al reactor de hidrólisis del éster H. La corriente bottom draw (24) de la columna de destilación con arrastre K es alimentada a la columna de rectificación N. La corriente bottom draw (32) de la columna N, que contiene principalmente acetato de isopropilo, se recircula al reactor de hidrólisis del éster H. En la parte alta de la columna de rectificación N, la corriente de productos deseada (33) se obtiene con un contenido de 99.7% en masa de isopropanol.

La Tabla 1 siguiente resume una vez más las etapas individuales A-N. La composición de las corrientes se reproduce en la Tabla 2.

Tabla 1 Lista de aparatos Etapa Descripción A Reactor de deshidrogenación; 2.5 bar; 590°C; conversión de propano: 35%; selectividad para propeno : 95% B Etapa de enfriamiento y condensación; 2.4 bar; temperatura final 60°C C Etapa de compresión; presión final 40 bar D Separador de fases; 40 bar; 60°C E Columna de absorción; 40 bar; alimentación de absorbente a 40°C; 30 platos teóricos F Reactor de esterificación; 40 bar; 110°C; conversión de propeno: 90%; selectividad para acetato de isopropilo: 100% G Columna de rectificación; 5 bar; 13 platos teóricos, relación de reflujo: 0.6 H Reactor de hidrólisis de éster; 5 bar, 100°C; conversión de acetato de isopropilo: 20%; selectividad para isopropanol: 100% I Columna de rectificación; 1 bar; 21 platos teóricos, relación de reflujo: 0.5 K Columna de destilación con arrastre; 1 bar, 35 platos teóricos L columna de destilación con arrastre; 1 bar; 3 platos teóricos M Separador de fases; 1 bar; 40°C N Columna de rectificación; 7 bar; 60 platos teóricos; relación de reflujo: 6.6 Ejemplo 2 En una autoclave continua con un volumen de reacción de 200 mL, a 110°C y 40 bar, 16.9 g de propileno, 34.4 g de propano y 116.7 g de ácido acético por hora reaccionan en presencia de 15.7 g de "Amberlyst 35 wet" como catalizador. La corriente efluente es descomprimida, y la fase liquida y gaseosa se analizan por separado por GC (cromatografía de gases) . A una conversión de propileno de 90%, se obtiene acetato de isopropilo con una selectividad de más o menos 96%.

Claims (1)

1. REIVINDICACIONES Un proceso para preparar isopropanol a partir de propano, consiste en los pasos de: A) disponer de una corriente gaseosa de inicio a que contiene propano; B) alimentar la corriente gaseosa de inicio a que' contiene propano a una zona de deshidrogenacion y someter el propano a una deshidrogenacion a, propeno para obtener una corriente gaseosa de productos b que contiene propeno y propano no convertido, con o sin sustancias de punto de ebullición alto, vapor, hidrógeno y sustancias' de punto de ebullición bajo; C) al menos comprimir la corriente gaseosa de productos b, opcionalmente separando la: corriente gaseosa de productos b en una fase acuosa el, una fase c2 que contiene propeno y1 propano, con o sin sustancias con punto de ebullición alto, y una fase gaseosa c3 quei contiene hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo; hacer reaccionar la corriente gaseosa de productos b o la fase c2 que contiene propeno y propano con ácido acético en una zona de esterificación para obtener una mezcla de productos d que contenga acetato de isopropilo y propano no convertido; remover de la mezcla de productos d una corriente gaseosa el que contiene propano y se recircula a la zona de deshidrogenación si es apropiado, y una mezcla de productos e2 que contiene acetato de isopropilo; hacer reaccionar la mezcla de productos e2 que contiene acetato de isopropilo con agua en una zona de hidrólisis de éster para obtener una mezcla de productos f que contenga isopropanol, ácido acético, acetato de isopropilo y agua; separar la mezcla de productos f en una primera columna de destilación en una corriente gl que consiste principalmente en ácido acético, y una corriente g2 que contiene acetato de isopropilo, isopropanol y agua, y separar la corriente g2 en una segunda columna de destilación en una corriente hl que contiene acetato de isopropilo e isopropanol, y una corriente h2 que consiste principalmente en isopropanol y agua, y recircular la corriente gl a la zona de esterificación . El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la deshidrogenación en el paso B) se hace en presencia de oxigeno. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la deshidrogenación se hace en presencia de vapor. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el paso F) se hace en una columna de destilación reactiva. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el paso F) se hace al menos parcialmente en un pre-reactor de hidrólisis de éster y al menos parcialmente en una columna de destilación reactiva. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque se utiliza agua en el paso F) en una deficiencia estequiométrica . El proceso de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque el ácido orgánico que se utiliza es ácido acético y se obtiene una mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2, y, en el paso F) , la mezcla de productos que contiene acetato de isopropilo e2 reacciona con agua en un reactor de hidrólisis de éster para obtener una mezcla de productos f que contiene isopropanol, ácido acético, acetato de isopropilo y agua, y en el paso G) , la mezcla de productos f se separa en una primera columna de destilación en una corriente gl que consiste principalmente en ácido acético, y una corriente g2 que contiene acetato de isopropilo, isopropanol y agua, y la corriente gl se recircula a la zona de esterificación, y en otro paso H) , la corriente g2 se separa en una segunda columna de destilación en una corriente hl que contiene acetato de isopropilo e isopropanol, y una corriente h2 que consiste principalmente en isopropanol y agua, y en otro paso I), el isopropanol es removido como destilado de la corriente hl en otra columna para obtener una corriente il que consiste principalmente en acetato de isopropilo y se recircula al reactor de hidrólisis del éster. RESUMEN DE LA INVENCIÓN Se proporciona un proceso para preparar alcanoles (I) seleccionados del grupo que consiste en isopropanol y 2-butanol a partir de los alcanos (II) correspondientes, seleccionados del grupo que consiste en propano y n-butano. El proceso consiste en los pasos de: (A) una corriente gaseosa de uso a que contiene el alcano (II); (B) la corriente gaseosa de uso a que contiene el alcano (II) se alimenta hacia una zona de deshidrogenación y el alcano (II) se somete a una deshidrogenación al alqueno (III) para obtener una corriente gaseosa de productos b que contiene el alqueno (III), alcano (II) no convertido, con o sin sustancias con punto de ebullición alto, vapor, hidrógeno y sustancias con punto de ebullición bajo; (C) la corriente gaseosa de productos b está al menos comprimida, y la corriente gaseosa de productos b se separa optativamente en una fase acuosa el, una fase c2 que contiene el alqueno (III) y el alcano (II), con o sin sustancias de punto de ebullición alto, y una fase gaseosa c3 que contiene hidrógeno y sustancias de punto de ebullición bajo; (D) la corriente gaseosa de productos b o la fase c que contiene alqueno (III) y alcano (II) reacciona en una zona de esterificación con un ácido orgánico (IV) para obtener una mezcla de productos d que contiene el éster alquilico- (V) correspondiente del ácido orgánico y el alcano (II) no convertido; (E) una corriente gaseosa el que contiene alcano (II) se separa de la mezcla de productos d y se recircula optativamente hacia la zona de deshidrogenación, y se obtiene una mezcla de productos e2 que contiene el éster alquilico; (F) la mezcla de productos e2 que contiene el éster alquilico reacciona en una zona de desesterificación con agua para obtener una mezcla de productos f que contiene el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV) ; (G) el alcanol (I) y el ácido orgánico (IV) se separan de la mezcla de productos f, y como una opción, el ácido orgánico se recircula hacia la zona de esterificación.