MXPA00001215A

MXPA00001215A - Procedimiento para la realizacion catalitica de reacciones en fases multiples, especialmente hidroformilaciones.

Info

Publication number: MXPA00001215A
Application number: MXPA00001215A
Authority: MX
Inventors: Jurgen Koch
Original assignee: Oxeno Olefinchemie Gmbh
Priority date: 1999-06-02
Filing date: 2000-02-03
Publication date: 2002-04-24
Also published as: BR0002178A; PL340362A1; DE50015005D1; TW537930B; EP1057524A2; ES2301458T3; RU2266894C2; ID26185A; JP2001026566A; SG86401A1; EP1057524B1; KR100648847B1; ZA200002740B; EP1057524A3; CN1276364A; PL199506B1; US6492564B1; BR0002178B1; MY125133A; CA2310516A1

Abstract

La invencion se refiere al procedimiento catalitico que sirve para llevar a cabo reacciones en fases multiples en un reactor tubular, quedando contenido el catalizador en la fase continua y por lo menos en educto, o sea sustancia secundaria de salida, en una fase dispersa en tanto que el factor de carga B del reactor tubular es igual o superior a 0.8. El procedimiento es particularmente propicio para hidroformilar olefinas. Loas aldehidos asi elaborados pueden ser aprovechados para preparar alcoholes, acidos carboxilicos o tambien en condensaciones de aldol.

Description

PROCEDIMIENTO PARA LA REALIZACIÓN CATALÍTICA DE REACCIONES EN FASES MÚLTIPLES, ESPECIALMENTE HIDROFORMILACIONES La presente invención se refiere a un procedimiento para llevar a cabo reacciones en fases múltiples, dentro de un reactor tubular, especialmente para la elaboración de aldehidos por reacción de compuestos olefínicamente insaturados con hidrógeno y monóxido de carbono, en la presencia de un catalizador. Los aldehidos se utilizan en la síntesis de muchos compuestos orgánicos. Sus productos consecuenciales directos son los alcoholes y los ácidos carboxílicos, que se aprovechan en la técnica. Los alcoholes preparados a partir de los aldehidos encuentran su empleo, entre otros, como solventes y como etapas preliminares para la elaboración de reblandecedores y detergentes. Es conocido el sistema ie elaoorar aldeníc s y alcoholes mediante la reacción de olefinas con monóxido de carbono e hidrógeno. La reacción es catalizada por los etalcarbonilos de hidruros, de preferencia aquellos de los metales que pertenecen al Grupo 8 del Sistema Periódico. Además del cobalto, que encuentra como metal catalizador su aplicación técnica en alta medida, en los últimos tiempos también se ha popularizado mayormente el rodio. En contraste con el cobalto, el rodio permite llevar a cabo la reacción a una presión más baja. La hidrogenación de las olefinas a hidrocarburos saturados es claramente menor en el caso de utilizarse catalizadores de rodio que en el caso de emplear catalizadores de cobalto. En los procedimientos realizados en la técnica, se forma el catalizador del rodio durante el procedimiento a partir de un precursor de catalizador, un gas de síntesis y eventualmente otros aglutinantes que tienen un efecto modificador. Cuando se utilizan los catalizadores modificados, los aglutinantes modilic¿dores pueden estar presentes dentro de la mezcla de reacción en un exceso. Particularmente útiles han resultado ser en calidad de aglutinantes, las fosfinas terciarias o los fosfitos. Su empleo crea la posibilidad de bajar la presión de la reacción a niveles por debajo de 300 bares. Por otra parte surgen problemas en este procedimiento durante la separación de los productos de reacción y la recuperación d" los catalizadores homogéneamente disueltos en el producto de reacción. En términos generales, para tal efecto, se va destilando el producto de reacción a partir de la mezcla de reacción. En la práctica puede realizarse este camino, debido a la sensibilidad térmica del catalizador o de los productos formados, únicamente en la hidroformilación de olefinas bajas, que tienen hasta de 5 átomos de carbono aproximadamente dentro de la molécula. A gran escala técnica se elaboran los aldehidos con 4 y 5 átomos de carbono por ejemplo, según señala la ce oria alemana DE 3234701 ó DE 2715685. En el último procedimiento mencionado queda disuelto el catalizador en la fase orgánica, misma que consta del producto y de las substancias de alto punto de ebullición (creadas a partir del producto) . En esta mezcla se introducen la olefina y el gas de síntesis. El producto es extraído del reactor con el gas de síntesis, y en una variante más reciente se retira en forma de líquido. En vista de que poco a poco va disminuyendo su acción el catalizador, hay que retirar continuamente una parte del mismo conjuntamente con las substancias de alto punto de ebullición para sustituirse por una cantidad equivalente. En virtud del elevado precio del rodio, es absolutamente necesario recuperar el rodio de la corriente de salida. El proceso del tratamiento posterior es complicado y por lo tanto constituye un gravamen para el procedimiento. De acuerdo con la memoria alemana DE 3234701 se supera este conveniente por ejemplo mediante la medida de tener el catalizador disueico en agua. La hidrosolubilidad del catalizador de rodio empleado es facilitado por el uso de triarinfosfinas trisulfonadas como aglutinantes. En la fase acuosa se introduce la olefina y el gas de síntesis. El producto generado por la reacción forma una segunda fase líquida. Las fases líquidas se separan y se extraen del reactor y se retorna la fase catalizadora separada al reactor. A nivel técnico se trata en cuanto a los dos procedimientos mencionados, de reacciones en fases múltiples . Por reacciones en fases múltiples se entienden lo que sigue a aquellas reacciones que se desarrollan con participación de dos o más fases líquidas que no son miscibles o que son sólo parcialmente miscibles. Ellas se refieren por ejemplo a las reacciones entre una fase gaseosa y una fase líquida (gl), entre dos fases líquidas que no son miscibles o que tienen un hueco en cuanto a su mezclado (11) y aquellas reacciones en que participan tanto dos fases líquidas que no son miscibles o solamente miscibles de una manera parcial así como también una fase gaseosas (gil ) . Pero por encima de ello es concebible también el empleo de otras fases líquidas, como por ejemplo las fases supercríticas . Tal fase supercrítica puede estar presente como alternativa para las mencionadas pero también de una manera complementaria. Ejemplos de reacciones de gas-líquido técnicamente importantes (gl) son además de la hidroformilación de olefinas líquidas con un catalizador disuelto en fase orgánica, la reacción de acetileno con ácidos carboxílicos o las hidrogenaciones con catalizadores disueltos homogéneamente o también las oxidaciones con aire u oxígeno. Los casos mencionados tienen en común el problema de la transición de la substancia, oda vez que los reactivos están presentes en distintas fases. En el caso de la hidroformilación en un sistema de tres fases, es particularmente difícil la realización del procedimiento toda vez que los eductos, o sea los productos extraídos, están presentes en tres fases separadas. Tanto la olefina como también el gas de síntesis, deben ser transportados hacia la fase de catalizador acuoso para entrar ahí en contacto con el catalizador. Finalmente debe llevarse a cabo el retorno de la fase acuosa. En vista de que las operaciones de transporte a menudo son más lentas que la reacción propiamente dicha, se determinan tales reacciones en base a 1-a velocidad de la transición de las substancias y se habla así de una reacción frenada por el transporte. Las reacciones en fases múltiples están vinculadas con toda una serie de problemas que dificultan en alta medida su ejecución técnica, de una manera mucho mayor que en aquellas reacciones homogéneas y sencillas.

En lo que sigue se mencionan algunos de los problemas típicos: en todos los casos las substancias deben ponerse en un contacto mutuo, lo más íntimo posible, a fin de reducir a un mínimo el problema de la transición de las substancias; debe generarse una máxima superficie para la transición de las substancias, identificada con la letra a3 entre las fases. Por otra parte debe ser fácil volver a separar las fases una vez ejecutada la reacción. Una mezcla demasiado fuerte puede conducir en este caso a problemas. En la presencia de dos fases líquidas puede surgir una formación de una emulsión y en el caso de procedimientos a base de gas y líquido puede presentarse una expansión celular, o sea un espumado. En el procedimiento mencionado a base de tres fases hasta pueden producirse todos los problemas simultáneamente . Además de una gran superficie para la transición de las substancias as, en todas las reacciones de fases múltiples debe llegarse a un máxino coeficiente de transición de substancias ki . En términos generales debe ser máximo el llamado valor KLA, es decir el producto de Ki y as en la ecuación de la transición de las substancias j = k:*as* (C*-C) en que [moles por segundo, o sea Mol/s] de la corriente molar del componente reactivo que pasa a través de la zona limítrofe entre las fases, ki es el coeficiente de la transición de las substancias [m/s], es la superficie limítrofe entre las fases dentro del reactox [m2] , C1 es la solubilidad máxima del educto, o sea del producto extraído, en la segunda fase [mol/m3] y C representa la concentración efectiva del educto, o sea del producto extraído en [mol/m3] , misma que a -su vez está acoplada con la velocidad de reacción . Otro problema en las reacciones en fases múltiples es la descarga del calor en caso de reacciones exotérmicas . Cuando se logra incrementar la velocidad de reacción mejorando la transición de las substancias, desde luego también hay que descargar una mayor cantiaad de calor, lo cual puede conducir a un aumento inconveniente de la temperatura hasta provocar una disrupción de la reacción. Esta problemática de la reacción en fases múltiples puede resolverse a nivel técnico, por ejemplo mediante el empleo de un reactor en forma de un tanque con sistema agitador. Para la hidroformilación de olefinas es un inconveniente el empleo de un mecanismo agitador bajo presión aumentada toda vez que aquí habrá de contarse con un sellado de las flechas, sujeto a fallas. Además, dentro de esta procedimiento deben utilizarse varios agitadores a fin de lograr una mezcla suficiente de las fases. El calor de la reacción, tan alto, que se crea en las hidroformilaciones, puede ser controlado como regla únicamente a través de un empleo de intercambiadores de calor que se colocan al interior del reactor. El empleo de un tanque con sistema agitador conduce una y otra vez a una desintegración de la mezcla por lo cual es mermada la concentración efectiva de los reactivos, lo cual a su vez provoca una disminución en los rendimientos por espacio y tiempo. Este inconveniente debe pagarse con la invención de un espacio más caro para las reacciones . En la hidroformilación de las olefinas va bajando el rendimiento en espacio / tiempo ya de por sí cuando crece el número de los átomos de carbono en la olefina. La correlación entre el tamaño molecular y la velocidad de reacción es un factor conocido (B . Cornil s , W. Herrmann , Aqueous-Phase Organo etallic Ca tálisis, Concepts and Applica tion , Verlag Wiley-VCH, S . 308-310) . Así por ejemplo la proporción de las velocidades de reacción de una hidroformilación de l-penteno a l-hexeno es de 2.6/1, aproximadamente. Así se torna cada vez menos económica una reacción de las olefinas superiores. Bajo la luz de las explicaciones presentadas anteriormente, puede decirse que existe una necesidad de contar con un procedimiento que permita evitar las desventajas señaladas anteriormente y realizarlo a nivel técnico, por encima, con una metodología sencilla. El cometido de la presente invención es por lo tanto el desarrollo de un procedimiento para llevar a cabo reacciones en fases múltiples, mismo que sirva particularmente para la obtención de aldehidos a través de las hidroformilaciones catalíticas de olefinas. Técnicamente debe cumplir el nuevo procedimiento con las siguientes reclamaciones que se piden un procedimiento ejecutado en fases múltiples: • La creación de una transición de substancias, alta y estable, entre las fases participantes. • Debe ser fácilmente ejecutable, dentro de lo posible con el equipo técnico habitual. • Una descarga sencilla y segura y del calor. • Una alta seguridad operativa. • Una transferencia de los parámetros, sencilla y segura. Con relación a la elaboración que se contempla realizar, de los aldehidos, especialmente se pueden agregar los siguientes factores: • Una elevada selectividad y evitar subproductos de alto punto de ebullición en particular. • Ninguna salida o sólo una salida reducida del catalizador . • Un alto rendimiento en espacio y tiempo, con reactores pequeños. • Un alto grado de pureza del producto. Con el procedimiento al cual alude la presente invención se encontró un sistema sorprendentemente sencillo para llevar a cabo las reacciones en fases múltiples, que puede ser ejecutado en un reactor tubular, eventualmente conteniendo cuerpos de relleno o insertos, y que sirve para la hidroformilación de olefinas con gas de síntesis bajo elevados rendimientos en espacio y tiempo y selectividades altas. El objeto de la presente invención es por lo tanto un procedimiento para la realización catalítica de reacciones en fases múltiples en un reactor tubular, en que el catalizador queda contenida en la fase continua y por lo menos un educto, o sea producto saliente, en una fase dispersa, y en que el factor de carga B del reactor sea igual o superior a 0.8. En una forma de ejecución especial del presente invento, mediante la reacción en fases múltiples, se hidroformilan olefinas, o sea se hacen reaccionar con gas de síntesis, para obtener aldehidos.

El reactor tubular utilizado en el procedimiento de acuerdo con la presente invención, puede contener cuerpos de relleno o insertos. Los cuerpos de relleno en el sentido de la presente invención son por ejemplo los anillos Raschig, monturas, anillos de tipo Pall, platillos, anillos de mallas alámbricas, tejidos de mallas alámbricas. Ejemplos de insertos son plaquitas filtradoras, interruptores de corriente, pisos de columnas, láminas perforadas u otros dispositivos mezcladores. Como insertos en el sentido de la presente invención, por otra parte también son concebibles varios tubos estrechos, montados en paralela por lo cual resulta un reactor a base de tubos múltiples. Particularmente preferidos son los empaques mezcladores estructurados o los empaques de tipo "Demister". Una importancia determinante dentro del procedimiento según la invención conlleva a la observancia o el rebase de una carga mínima en cuanto al diámetro transversal del reactor tubular. En el caso de un impulso ascendente del reactor (es decir, una dirección de la corriente de abajo hacia arriba) hay que rebasar el punto de inundación. Por lo tanto se opera el reactor por encima del punto en que habitualmente se trabajan las columnas de burbujas. En el sistema descendente (con la dirección de la corriente de arriba hacia abajo) hay que ajustar la carga del factor de la sección transversal de tal manera que el reactor quede totalmente inundado. Por consiguiente se trabaja por encima de aquel punto en que todavía puede hablarse de una fase de escurrimiento (en inglés "trickle bed") . Para una fijación más precisa da la carga mínima observable del reactor se calcula el factor de carga B del reactor tubular como una pérdida de presión sin dimensión, o sea con la ecuación B = PD/PS en que PD [Pa/m] representa una pérdida de presión relacionada con el largo, a través del reactor bajo las condiciones operativas y PS [Pa/m] es una magnitud de cálculo con la dimensión de una presión relacionada con el largo, definida como la proporción de la corriente de la masa M [en kg/s] de todos los componentes dentro del reactor respecto a la corriente volumétrica V {en m3/s] de todos los componentes bajo las condiciones operativas, multiplicada con g = 9.81 m/s2, es decir, PS = (M/V)*g. Aparentemente podría ser PS igual a la presión estática por metro de una mezcla en fase múltiple dentro de un tubo parado verticalmente cuando todas las fases correrían con una misma velocidad. PS es una magnitud de cálculo puro, que resulta de las corrientes parciales alimentadas al reactor y que puede señalarse independientemente de la dirección de corriente del reactor, de la velocidad de corriente de todas las fases o del estado de inundación del reactor. La pérdida de presión PD [Pa/m] se utiliza como una magnitud de cálculo a fin de fijar las condiciones del procedimiento y se puede calcular de acuerdo con los métodos actualmente aplicados para las corrientes en fase única o fases múltiples. Los actuales procedimientos para el cálculo de la pérdida de la presión PD en tubos como insertos o vaciados de cuerpos de relleno y similares pueden consultarse por ejemplo en el atlas de calor VDI-Warmea tl as 7. Erweí t erte Auflage , VDI-Verl ag GmbH, Dusseldorf 1994 , Abschni t t e Lal bi s Lgb , así como en la obra estándar de Heinz Brauer, Grundlagen der Einphasen-und Mehrpha sens tromungen , Verlag Sauerl ander, Aarau y Frankfurt am Mai n , 1 971 . La pérdida de presión PD se establece en la corriente monofásica por un tubo vacío mediante la ecuación PD = Cw*p/2*w2/D en que p es la densidad del medio corriente bajo las condiciones operativas [kg/m3] , w es la velocidad de la corriente (corriente volumétrica/superficie en corte transversal) [m/s] , D es el diámetro del tubo [ ] y Cw [-] es el valor secundario de la resistencia del tubo atravesado. En el caso de una corriente a través de cuerpos de relleno, materiales vaciados o insertos, hay que sustituir la velocidad por la velocidad efectiva (w/?) y el diámetro del tubo D por el diámetro del canal hidráulico dH de los cuerpos de relleno o insertos, de manera que será válida la ecuación PD = Cw*p/2* (w/?) 2*l/dH en que dH es el diámetro del canal hidráulico [m] , ? es la porción de tubo vacía [-] y Cw es el valor secundario de la resistencia del aparato atravesado con su relleno [-] . Los datos específicos de los cuerpos de relleno dH y ? muchas veces son componentes de las especificaciones de entrega de los cuerpos de relleno. Para una serie de cuerpos de relleno se indican ios datDS en el atlas del calor mencionado arriba. VDJ-tiármeatlas . La porción de tubo vacía ? también puede determinarse experimentalmente, verificando en litros por ejemplo el reactor antes y después de llenarse con los cuerpos de relleno. A su vez el diámetro del canal hidráulico, si no se conoce, se puede calcular a partir de la superficie específica F [m2/m3] de los cuerpos de relleno o insertos (generalmente conocida o determinable experimentalmente) conforme a la ecuación sencilla dH = 4?/F El valor secundario de la resistencia de tubos, insertos y cuerpos de relleno se describe generalmente en dependencia del número Reynolds Re, que presenta información sobre el estado de la corriente bajo las condiciones seleccionadas. En el caso de cuerpos de relleno, insertos y similares casi siempre es aplicable la siguiente ecuación Cw = K?/Ren+K2/Rem en la cual a menudo se utiliza n=l, m=0 (planteamiento según S. Ergun, Ch em . Engng. Progr. 48, (1 948) , 89) , o bien n=l, m=0.1 (planteamiento según Bauer et al.) . Ki, K2 son constantes específicas de los cuerpos de relleno que se conocen a partir de los datos de entrega o a partir de la literatura (los ejemplos los podemos encontrar en el atlas de calor "VDI-Wármeatlas" y en Brauer et al . ) . Pero también se pueden determinar experimentalmente operando el reactor tubular con cuerpos de relleno con un líquido bajo diferentes velocidades con su determinación partiendo de los datos conocidos y de la pérdida de presión medida Cw en dependencia de Re. Finalmente el número Reynolds Re sin dimensión, se define como Re = w(p/?)*D para tubos vacíos o respectivamente Re = (w/?) * (p/?) *dH para tubos con insertos o cuerpos de relleno. ?[Pa*s) identifica en cada caso la viscosidad y p[kg/m3] denota la densidad del medio corriente. La pérdida de presión en el caso de corrientes bifásicas (en esta caso gas/líquido para un gas de síntesis y solución catalizadora) va aumentando más que proporcionalmente. En la mayoría de los casos, de acuerdo con Lockhart-Martinelli (en Brauer et al.) se relaciona la pérdida de presión de la corriente bifásica P?g a la pérdida de presión de una de las dos fases, por ejemplo a la pérdida de presión de la fase líquida pura, corriente Pi, y en relación a la proporción de la pérdida de presión de las dos fases concebidas como corrientes solas Pi y Pg. Para calcular las pérdidas de presión en las corrientes bifásicas con frecuencia se utilizan las presiones sin dimensión según f2 = P?g/P? y X2 = P?/Pg. La correlación restante de f2 - función (X2) se ha investigado en múltiples ocasiones. Los ejemplos los encontramos en los siguientes sitios de la literatura: Y. Sato, T. Hirose, F. Takahashi, M. Toda: "Pressure Loss and Liquid Hold Up in Packed Bed Reactor with Concurrent Gas-Liquid Down Flow"; J. Chem. Eng. de Japón, Vol. 6 (Nr. 2), 1973, 147-152; D. Sweeney: "A Correlation for Pressure Drop in Two-Phase Concurrent Flow in Packed Beds"; AIChE- ournal, Vol. 13, 7/1967, 663-669; V. W. eekman, J. E. Myers: "Fluid-Flow Characteristics of Concurrent Gas-Liquid Flow in Pa-ked Beds"; AIChE-Journal, Vol. 10 (Nr. 6), 11/1964, 951-957; R. P. Larkins, R. P. White, D. W. Jeffrey: "Two-Phase Concurrent Flow in Packed Beds"; AIChE-Journal, Vol. 7 (Nr. 2), 6/1961, 231-239, o bien N. Midoux. M. Favier, J.~ C. Charpentier: "Fl ow Pa t tern, Pressure Loss and Liqui d Holdup Da ta in Gas -Liqui d Down-Flow Packed Beds wi th Foaming and Non oaming Liquids " ; J. Ch.em. Eng. de Japón, Vol. 9 (Nr. 5), 1976, 350-356. A menudo se utiliza para el cálculo la correlación propuesta por Midoux, que se ha comprobado para muchos sistemas de gas y líquido. En los sistemas no espumantes la ecuación es por ejemplo: f2 = 1+ 1/X+1.14/X0-54 Esta correlación denominada según Lockhart-Martinelli se ha representado en muchas obras en forma gráfica; los tratados detallados sobre el particular los encontramos en muchos libros de texto dentro de la técnica de procesos y publicaciones pertinentes, y por lo tanto también en Brauer et al. La pérdida de presión de la corriente bifásica Pgi resulta de la pérdida de presión experimentalmente determinada o estimada de la manera señalada arriba, correspondiente a la fase líquida corriente pura Pi, o sea: En el caso especial de la elaboración de aldehidos mediante la hidroformilación de olefiruis el cálculo de la pérdida de presión se torna aún más complejo. Además de la fase del gas de síntesis y de una fase de catalizador líquido hay que tomar en cuenta la presencia de una fase líquida orgánica. Esta problemática puede ser tomada en consideración determinando otra presión carente de dimensión f20_g = Pg??/P?g de manera que la pérdida de presión podrá establecerse de la siguiente manera: Pgii = f2*F?-.-3*P? En términos generales es válida con el largo del reactor L [m] : PD = Pgi/L o bien PD = Pg??/L La pérdida de presión de una corriente polifásica se puede calcular por lo tanto a través de los medios habituales dentro de la técnica de procesos químicos. Cosa análoga rige para la pérdida de presión sin dimensión, B, definida anteriormente, es decir el factor de carga del reactor polifásico. La magnitud del factor de carga sin dimensión B constituye una condición básica necesaria para el procedimiento según la invención; B debe ser superior o igual a 0.8, de preferencia superior o igual a 0.9 ó con preferencia particular superior o igual a 1. En el área B de más de 0.8 ó igual a 0.8 comienza a inundarse un reactor operado de arriba hacia abajo. Se señala expresamente que al observarse estas condiciones también se logran las ventajas del procedimiento según la invención cuando el reactor es operado de abajo hacia arriba o en otra dirección. En todo momento son posibles y hasta convenientes las cargas mayores en cuanto a la sección transversal del reactor (B >> 1), reconocibles en una creciente presión diferencial a través del reactor siempre y cuando los crecientes rendimientos en espacio/tiempo justifiquen el consumo de energía que va aumentando por igual. Así queda establecido un límite superior únicamente en base a las consideraciones prácticas, al consumo de energía o dificultades en la separación de las fases, una vez concluida la reacción. Por lo tanto es obvio que además de las corrientes volumétricas de las diferentes fases o resea a las velocidades de tubo vacío derivadas de las mismas, w = V/(pD2/4) las dimensiones del equipo del reactor (largo L, diámetro D) así como especialmente los datos de los cuerpos de relleno aplicados (diámetro hidráulico dH, porción de tubo vacía ?) desempeñan un papel importante. Acerca de la elección correcta de estos parámetros, puede adaptarse el procedimiento sin problemas a los más diversos requisitos; importante es únicamente la observancia del requisito B >= 0.8, de preferencia B >= 0.9 y con preferencia particular B >= 1. En caso de una reacción lenta se escogerá por ejemplo el diámetro hidráulico de los cuerpos de relleno en una magnitud pequeña o respectivamente su superficie específica con una cuantía elevada de manera que ya se alcanzan las condiciones requeridas para B en el caso de velocidades bajas de la corriente. De eeta manera se obtienen tiempos de permanencia suficientes sobre el largo ' de un reactor técnicamente dimensionado con ingeniosidad o sofisticacíón. En el caso de reacciones muy rápidas se recomienda un procedimiento al revés. Otro criterio en la ejecución del procedimiento según el invento es la proporción de la corriente en masa de la fase líquida que contiene al catalizador Mi, respecto a la corriente en masa de la fase c de las fases dispersas M . En el caso de la hidroformilación, la corriente en masa - de la fase catalizadora Mi es fundamentalmente mayor que la corriente en masa de las fases dispersas, es decir, la fase de la olefínica orgánica M^a y de la fase del gas de síntesis M2b- En el procedimiento según la invención, la proporción de masas M?/M2 de la fase continua (M ) respecto a las fases dispersas (M2) pueden ser mayores a 2 y de preferencia se aplica > 10. Las proporciones de corriente con M?/M2 > 100 en términos generales son posibles y a menudo hasta son ventajosas. Bajo la condición de M?/M > 2, la fase catalizadora es la fase continua en tanto que las fases dispersas quedan fraccionadas en burbujas finas o en su caso en gotitas. En el procedimiento según la invención es posible que se disperse al menos un educto, o sea producto saliente por la energía introducida por la fase continua en el reactor tubular. Esto conduce a un reparto de al menos un educto, o sea producto saliente en burbujas o gotas dentro de la fase catalizadora continua. También esto puede estimarse con los medios técnicos habituales de la ingeniería. Para ello son útiles los planteamientos o modelos con características carentes de dimensión como por ejemplo ds/dH = k*Regl(g?i)m*Weg?(g??)n en que ds es el diámetro de las gotas o burbujas según Sauter (en Brauer et al.), dH es el diámetro de los cuerpos de relleno en forma hidráulica, gj.(g?i) es el número Reynolds . de la corriente polifásica = WgK.giu* (pi/?.) * (dH/?) , eg?(g?i) es el número Weber de la corriente polifásica = wgl (gil ) 2* (p?/s?) * (dH/?) 2 , k, m, n son constantes empíricas (conocidas o se pueden determinar mediante ensayos), w son las velocidades de tubo vacío en [m/s] o sea V/ (pD2/4) , V es la corriente volumétrica bajo las condiciones de operación [m3/s], p es la densidad bajo las condiciones operativas [kg/m3] , ? es la viscosidad bajo las condiciones operativas [Pa*s] y ? es la tensión de la superficie limítrofe bajo condiciones operativas [N/m] y los índices utilizados significan los siguientes: 1 (fase líquida), g (fase gaseosa), gl (corriente bifásica de gas y líquido) y gil (corriente trifásica de gas/líquido/líquido) . En el caso de empaques estructurados como de tipo Sulzer-SMV o tubos estrechos en calidad de insertos parece plausible que no tiene mucho sentido tener un diámetro calculado de las burbujas o de las gotas d, mayor al diámetro del canal. Pero ello no es aplicable a los empaques permeables y los cuerpos de relleno como pueden ser los anillos de mallas alámbricas o los tejidos de mallas alámbricas (los llamados empaques "Demister" o los separadores de gotas) . En el procedimiento según la invención se pueden emplear los diámetros calculados de las gotas que son por lo menos iguales o inferiores al diámetro del canal hidráulico: d3/dH <= 1/ de preferencia < 0.9 A partir del diámetro de gotas calculado finalmente se puede calcular una superficie de transición de substancia según As = 6fJd;[m2/m3] Para la porción de fase fj de la fase dispersa (en el caso de la hidroformilación están dispersados el gas de síntesis y la fase orgánica) , se puede establecer con las velocidades de tubo vació de las fases: fg ~wg/wg? El tiempo de permanencia t de las fases que pasan por el reactor se puede calcular en forma aproximadamente según t ~L*?/w?g. El tiempo de permanencia t asciende en el procedimiento según la invención como regla a un tiempo muy por debajo de una hora y puede quedar en el orden de minutos o hasta menos. No obstante, en este procedimiento muy poco usual a todas luces, es decir, un alto caudal de catalizador en el reactor y una proporción comparativamente muy baja por concepto de eductos o sea producto saliente, de la masa de reacción y a su vez nuevamente un tiempo de permanencia muy corto, se logran en muchas reacciones poli fasi :as rendimientos sorprendentemente altos en espacio y tiempo. Como alternativa y con los mismos rendimientos en espacio y tiempo se puede trabajar a temperaturas claramente más bajas de lo habitual toda vez que el aumento en la velocidad de reacción casi no permite obtener el resultado contemplado dentro de ciertas razones económicas, ya que se reducen a un mínimo las reacciones csnsecuenciales y con ello una selectividad de por sí mejorada . El procedimiento según la invención puede ser flexible y por lo tanto puede adaptarse a las más diversas necesidades. Para ciertos requisitos especiales se ofrecen las siguientes formas de ejecución del procedimiento según el invento: Cuando el objetivo del empleo necesita de una zona muy larga para el mezclado o si hace falta establecer ciertas zonas de descanso, por ejemplo para la recepción de corrientes de substancias, entonces se ofrece una disposición en cascada de reactores tubulares con insertos o cuerpos de relleno. Es recomendable una colocación en cascada de reactores tubulares o la disposición como alternativa de secciones con empaques y secciones vacías de los tubos, cuando se desea contar con una pérdida de presión particularmente baja. Además es concebible la colocación en paralela de rectores tubulares o el empleo de un reactor a base de tubos múltiples, en cuyo caso los tubos pueden asumir las funciones de los insertos. Por añadidura pueden dotarse los reactores con un sistema alimentador múltiple de gas por todo el largo del reactor cuando el consumo de gas es tan alto que resultan proporciones fásicas desfavorables de gas a líquido cuando se juntan las dos fases por delante del reactor. Las condiciones particulares del procedimiento según la invención permiten la creación de otras formas adicionales de ejecución del procedimiento. Así puede aprovecharse el circuito en alta medida necesario de la fase catalizadora o de la fase continua adicionalmente para operar una boquilla irradiadora o atomizadora que se monta como un compactador de gas del chorro de líquido por delante del reactor tubular propiamente dicho. Ese sistema puede utilizarse para una remezcla básica de las dos fases y para la compactación de la fase gaseosa, lo cual hace posible el procedimiento a presiones preliminares más elevadas dentro del reactor. Finalmente, cuando en sentido inverso en lugar de la compactación del gas se aprovecha la acción succionadora, hasta es posible una conducción en circuito del gas bajo una mezcla preliminar simultánea de las fases. La energía que es introducida en el reactor tubular por aquella fase continua que contiene el catalizador puede alimentarse así para la dispersión de la fase de educto o sea del producto saliente o en su caso de por lo menos un educt,o.

Tampoco es crítica la descarga del calor en las reacciones fuertemente exotérmicas como por ejemplo en el caso de la hidroformilación, en el procedimiento al cual alude este invento. El alto grado del caudal del circuito catalizador trabaja como portador de calor de manera que aún en el caso de una forma de trabajar adiabática del reactor se presentan sólo diferencias bajas en las temperaturas y se logra un reparto homogéneo de las temperaturas dentro del reactor sin sufrir crestas o picos en las mismas. El calor generado luego puede descargarse sin problema por cualquier intercambiador térmico convencional que se monta en el circuito catalizador exterior, o se puede aprovechar para obtener energía. Para una mejor evacuación del calor, bajo ciertas circunstancias puede ser favorable proceder con el circuito catalizador a nivel aún mayor (es decir con un valor B más elevado) de lo que es necesario de acuerdo con los resultados de los ensayos puesto que a través del circuito del catalizador se puede ajustar un gradiente menor de temperatura a través del reactor. El procedimiento según la invención ofrece en comparación con el estado actual de la técnica, ciertas ventajas considerables, a saber: • A temperaturas comparativamente bajas se pueden obtener rendimientos altos en espacio y tiempo. • Es sumamente baja la formación de subproductos; son posibles valores de 1 a 2 por ciento en peso y menos . • Se purifica el catalizador, la desactivación es muy baja y viene sobrando un sistema seleccionador continuo . En caso de la elaboración de aldehidos por hidroformilación de olefinas con el procedimiento según la presente invención se presentan otras ventajas: • Debido a la mayor velocidad de reacción este procedimiento puede aprovecharse económicamente por igual para la hidroformilación de olefinas superiores con más de 10 átomos de carbono. • En el caso de olefinas gaseosas puede recirculares aquella porción del educto (producto saliente) que queda atrás después de una conversión parcial mediante simple retorno con una boquilla de chorro. A continuación presenta os una forma de ejecución especial del presente invento, es decir de un procedimiento para la hidroformilación de olefinas con gas de síntesis en un sistema polifásico. Como fase continua se emplea la fase del catalizador que se bombea, mediante una bomba, a través de un reactor tubular. Como solventes para la elaboración de la solución o fase de catalizador son adecuados aquellos solventes que cumplan con las siguientes condiciones: • El solvente es poco soluble en la fase del producto.

• El producto solo se disuelve poco en la fase del catalizador, misma que consta de catalizador y solvente . • El solvente tiene una disolubilidad suficientemente alta para el catalizador empleado. El solvente puede contener como aditivo ciertos reactivos para la transferencia de fase, tensioactivos o anfífilos. Como solvente preferido se utiliza agua. Como catalizadores para la hidroformilación pueden utilizarse los metales del 8 ó grupo secundario (Fe, Co, Ni, Ru, Rh, Pd, Os, Ir, Pt) . Estos metales o compuestos de estos metales deben ser solubles bajo las condiciones de reacción en la fase de catalizador pero no en la fase de producto. Cuando se utilizan soluciones acuosas de catalizador, ello requiere de compuestos metálicos hidrosolubles. Como catalizador preferido se emplean el rodio y compuestos de rodio hidrosolubles. Sales de rodio adecuadas son por ejemplo el sulfato de rodio III, el nitrato de rodio III, los carboxilatos de rodio III, el acetato de rodio, el propionato de rodio, el butirato de rodio o el 2-etilhexanoato de rodio. La clase de las ligaduras o sea de los aglutinantes depende del metal empleado y del carácter solvente de la solución catalizadora. Para estos complejos se considera que sean catalíticamente activos y que no pierdan su acción catalítica durante una operación permanente. Un requisito para ello es que no se vayan modificando los aglutinantes, como por ejemplo a raíz de una reacción con el solvente. Como aglutinantes para los metales catalíticamente activos pueden emplearse las triarilfosfinas . Las fosfinas adecuadas contienen uno o dos átomos de fósforo que por cada átomo de fósforo poseen tres radicales arilo, pudiendo ser iguales o diferentes estos radicales arilo y denotan un radical fenilo, naftilo, bifenilo, fenilnaftilo o binaftilo y particularmente un radical fenilo, bifenilo o binaftilo. Los radicales arilo pueden estar unidos directamente al átomo de fósforo o bien a través de un grupo -(CH_).., en que x denota un número entero de 1 a 4 , de preferencia de 1 a 2 y muy en particular 1. Para los sistemas catalizadores hidrosolubles debe estar presente un aglutinante de preferencia a base de tres radicales -(S03)M, en que M es igual o diferente y representa a H, un ion de metal alcalino, un ion amonio, un ion de amonio cuaternario, un ion de metal alcalinotérreo (matemáticamente por la mitad) o bien un ion zinc. Los radicales -S03M habitualmente son substituyentes en los radicales arilo y confieren a las triarilfosfinas la requerida hidrosolubilidad. Una triarilfosfina sulfonada preferida con un átomo de fósforo es el tri- (m-sulfofenil) fosfina trisódica. Además de las unidades de sulfonato (-S03M) pueden utilizarse también atros grupos polares como por ejemplo unidades de carboxilato. Se puede utilizar la fase acuosa directamente en la hidroformilación o también es posible someterla previamente a una formación preliminar del catalizador bajo las condiciones de reacción a fin de utilizarla luego en su forma preconfigurada . La solución catalizadora acuosa también puede elaborarse de una manera comparativamente sencilla, disolviendo una sal metálica hidrosoluble y los aglutinantes hidrosolubles en agua para provocar la formación del complejo. La concentración de la sal metálica requerida en el procedimiento según la invención ppede establecerse en un campo amplio. El valor máximo se establece en base a la solubilidad. La velocidad de reacción también depende de la concentración de la sal metálica. Como regla, en el caso de concentraciones superiores de la sal metálica, se llega a velocidades más elevadas de la reacción. Por otra parte puede decirse que mayores concentraciones de la sal metálica se traducen en gastos más elevados. Por consiguiente y de acuerdo con la reactividad del educto (producto saliente) y de las demás condiciones de reacción, se puede elegir un óptimo. El contenido en rodio, dentro de la fase ca alizadora, asciende habitualmente a 20 ppm hasta 2000 ppm, y de preferencia 100 hasta 1000 ppm. En el sistema catalizador empleado puede variarse la proporción molar entre metal y aglutinantes a fin de alcanzar el óptimo para cada reacción específica. Esta proporción se sitúa entre 1/5 y 1/200, y particularmente entre 1/10 y 1/60. El valor del pH de la solución catalizadora puede optimizarse para la hidroformilación de cada olefina por lo que se refiere a la selectividad de la formación del aldehido. Se sitúa entre 2 y 8, y de preferencia entre 3.0 y 5.5. Como eductos (productos extraídos) para la hidroformilación pueden utilizarse compuestos olefínicos con 2 a 25 átomos de carbono, de preferencia 2 a 12 átomos de carbono. Los compuestos olefínicos pueden contener uno o varios dobles enlaces de carbono/carbono, que en cada caso pueden situarse en puntos terminales o en sitios internos. De preferencia se utilizan los compuestos olefínicos con un doble enlace carbono/carbono terminal. En tal caso puede utilizarse una olefina de estructura uniforme. También es posible emplear mezclas de olefinas. La mezcla puede constar de olefinas isoméricas con un mismo número de átomos de carbono o también olefinas con un número diferente de átomos de carbono o también de una mezcla que contiene tanto olefinas isoméricas como olefinas con un número diferente de átomos de carbono. Además pueden contener estas olefinas o mezclas olefínicas bajo las condiciones de reacción, ciertas substancias inertes como los hidrocarburos alifáticos. En el procedimiento según la invención pueden utilizarse las olefinas procedentes de las más diversas fuentes. Ejemplos son las olefinas de procesos de destilación refractaria, las deshidrogenaciones o bien de las síntesis de Fischer-Tropsch. También son eductos adecuados las olefinas o las mezclas olefínicas que se han obtenido a través de una dimerización, oligomerización, codimerización, cooligomerización o metátesis de olefinas. Las olefinas empleadas pueden ser gaseosas, líquidas o sólidas (bajo las condiciones normales) . Se utilizan las olefinas sólidas como disoluciones. Como solventes se emplean los líquidos inertes que apenas son solubles en la fase catalizadora. Particularmente preferidos son los solventes que poseen ?n punto de ebullición más elevado que los productos que se deben elaborar, toda vez que así se facilita la separación destilativa y el retorno. De preferencia se utilizan en el procedimiento según la invención los compuestos a-olefínicas . Ejemplos de los compuestos a-olefínicas adecuados son 1-alquenos, alquilalquenoatos, alqui lenalcanoatos, alquenilalquiléteres y alquenoles como por ejemplo propeno, buteno, penteno, butadieno, pentadieno, 1-hexeno, 1-hepteno, 1-octeno, 1-noneno, 1-deceno, 1-undeceno, 1-dodeceno, 1-hexadeceno, 2-etil-l-hexeno, 1,4-hexadieno, 1 , 7-octadieno, 3-ciclohexil-l-buteno, estireno, 4-vinilciclohexeno, alilacetato, vinilformiato, vinilacetato, vinilpropionato, alilmetiléter, vinilmetiléter, viniletiléter, alcohol alílico, 3-fenil-1-propeno, hex-l-en-4-ol, oct-l-en-4-ol, 3-butenilacetato, alilpropionato, alilbutirato, n-propil-7-octenoato, ácido 7-octénico, 5-hexenamida, l-metoxi-2, 7-octadieno, 3-metoxi-l, 7-octadieno y particularmente propeno, l-buteno, las mezcias técnicamente disponibles que contienen fundamentalmente l-buteno, 2-buteno e i-buteno, y/o l-penteno. Los productos de la hidroformilación de las olefinas son los aldehidos con un átomo de carbono de más y eventualmente los alcoholes. Los aldehidos elaborados de acuerdo con el procedimiento según la invención pueden utilizarse para la preparación de alcoholes a través de Una hidrogenación. Los alcoholes así obtenidos son nuevamente etapas preliminares para los reblandecedores, por ejemplo en calidad de diésteres de ácido ftálico o detergentes . Además encuentran su empleo los aldehidos de acuerdo con el procedimiento según la invención en las condensación de aldol y en la elaboración de los ácidos carboxílicos a través de una oxidación. Como agentes de hidroformilación ce utilizan mezclas de hidrógeno y monóxido de carbono (gas de síntesis) o bien otras mezclas de hidrógeno, monóxido de carbono y substancias inertes bajo las condiciones de reacción.

En el caso de emplearse las olefinas líquidas o las olefinas sólidas en disoluciones favorables utilizar los agentes de hidroformilación en exceso para que se alcance una conversión lo más completa posible. Esto aminora el gasto para la elaboración. En el caso del empleo de las olefinas gaseosas en cambio puede ser favorable utilizar los reactivos de hidroformilación en un nivel inferior toda vez que la olefina gaseosa en exceso se va separando del producto líquido para poderse retornar de nuevo al proceso. La proporción molar de olefina al hidrógeno y de la olefina respecto al monóxido de carbono puede ser superior, inferior JO igual a 1. El procedimiento según la invención es en primer lugar una reacción bifásica, es decir en el caso de la hidroformilación con empleo de una olefina gaseosa, en tanto que durante la reacción se va formando una fase de producto líquido y se genera por consiguiente un sistema trifásico. En el caso del empleo de una olefina líquida desde el principio está presente un sistema trifásico. El procedimiento según la presente invención puede llevarse a cabo en uno o varios reactores tubulares con insertos de acuerdo con la descripción preliminar.

En el procedimiento según la invención, la fase del catalizador es la fase continua/ *y aquí es eficaz por consiguiente una proporción de l&o mesas entre la fase catalizadora y la fase o las fases dispersas en el campo de 2/1 hasta 3500/1, " y de preferencia en el margen de 40/1 a 2500/1. " Cuando se utiliza el procedimiento según la invención para la hidroformilación de olefinas, puede estar la proporción de las masas entre la fase catalizadora y la fase olefínica a la entrada del reactor en el margen de 5000/1 hasta 4/1, -- de preferencia en el margen de 2000/1 hasta 50/1. La proporción de masa entre la fase catalizadora y los agentes para la hidroformilación (como regla el gas de síntesis) es de 4/1 hasta 10000/1, y de preferencia estará entre 200/1 y 4000/1. Los reactivos pueden alimentarse en forma precalentada, es decir en el margen de la temperatura de la reacción, o también en condición fría. En virtud de la elevada proporción de las fases con lá fase catalizadora también puede llevarse a cabo el calentamiento preliminar a través del propio calor del proceso. Cuando se utiliza el procedimiento según la invención para la hidroformilación de olefinas se lleva a cabo la reacción en un margen de temperatura del 20°C a 250°C, de preferencia -en el margen de 90°C a 150°C; en este caso la presión total se sitúa entre 10 bares y 300 bares, y de preferencia entre 20 bares y 150 bares. El tubo de reacción puede ser atravesado en sistema concurrente de arriba hacia abajo o al revés. Por razones de seguridad se da la preferencia a una alimentación desde arriba. El calor de la reacción puede descargarse a través de diversos intercambiadores de calor. Los intercambiadores de calor no deben quedar aquí en la cercanía del recinto de la reacción si no que pueden t quedar también en cualquier lugar fuera del reactor. Los diferentes flujos del calor dependen del calor específico de la reacción así como de las temperaturas deseadas dentro del reactor y en los dispositivos de tratamiento posterior. El calor de reacción descargado puede aprovecharse con máxima sencillez, por ejemplo en el propio proceso, ya sea para calentar un equipo de destilación o para generar vapor. La mezcla que abandona el reactor puede desgasificarse para el caso del empleo de olefinas gaseosas o en el caso de una conversión incompleta en un recipiente separador de gas/líquido. La separación de gas/líquido puede ocurrir bajo la misma presión que prevalece a la entrada del reactor. Ello es particularmente ventajoso cuando al menos una parte del gas de alivio de presión sea regresada al reactor. Por lo demás también puede aliviarse la presión, cuando ésta última se encuentra a nivel más bajo (hasta por debajo de 1 bar) . La corriente gaseosa separada puede retornarse en forma completa o parcialmente al reactor. Esta recirculación puede llevarse a cabo de la manera conocida, por ejemplo mediante una boquilla de chorro o de mezcla, que se monta en la corriente circulatoria para el catalizador por delante del reactor o también se logra a través de un compactador del gas de circulación. Por consideraciones energéticas se utiliza de preferencia una boquilla de chorro o de mezcla que se monta en la corriente circulatoria del catalizador por delante del reactor. La cantidad de gas restante u opcionalmente total puede introducirse en condición enfriada o sin enfriar en un sistema procesador de gas residual. Cuando se utiliza un enfriador, el gas condensado que se produce en este enfriador puede conducirse a través de una línea al recipiente separador de gas y líquido. La mezcla líquida desgasificada se separa mecánicamente en un recipiente separador de líquido/líquido en una fase catalizadora y una fase de producto. Esta operación puede llevarse a cabo en recipientes de depósito de diferente construcción o en centrífugas. Por razones económicas se da la preferencia a los recipientes o tanques de depósito. Los tiempos de permanencia dentro del dispositivo separador, básicamente no son críticos pero venta osamente se mantienen en un nivel bajo. Ello tiene las siguientes ventajas: el dispositivo separador es pequeño y la invención por este concepto es correspondientemente baja. En el caso de tiempos de permanencia breves prácticamente no - se presentan reacciones secundarias en el recipiente de separación. Para que ocurra con celeridad la separación de las fases, deben ser lo suficientemente grandes las diferencias en densidad de las dos fases y sus viscosidades deben ser bajas. Las cuatro magnitudes constituyen en su totalidad una función de la temperatura y se pueden definir fácilmente a través de experimento.: orientadores. Por encima es posible variar la densidad y la viscosidad de la solución catalizadora mediante la elección del solvente y de la concentración del catalizador. Como otra posibilidad se puede modificar tanto la densidad como la viscosidad de la fase del producto mediante la adición de un solvente. La separación fásica puede llevarse a cabo en otro margen de temperaturas. En tal caso la temperatura también puede ser mayor que aquella dei material que sale de la reacción y que se extrae en el punto de salida del reactor. Pero por razones de ahorro de energía no es favorable aplicar una temperatura mayor a la temperatura del líquido presente en el separador de gas. Como temperatura mínima debe considerarse el punto de solidificación de cualquiera de las dos fases líquidas. Pero con miras a tiempos de separación breve, como ya se mencionó arriba, no se escoja a ningu a de ellas con su temperatura mínima. La corriente del producto se separa de acuerdo con los procedimientos conocidos, por ejemplo a través de una destilación.

La solución catalizadora separada, eventualmente después de extraer en forma seleccionada una pequeña cantidad parcial y su substitución correspondiente por una Polución de catalizador fresca, se regresa al reactor. Los siguientes Ejemplos tienen por objeto describir la invención pero sin limitar su amplitud de empleo, misma que salta de las Reivindicaciones. Hidroformilación de Olefinas La hidroformilación de olefinas se llevó a cabo en un equipo de ensayo que se ha ilustrado esquemáticamente en la Figura 1. En este equipo y mediante una bomba 1, se bombea en circuito el catalizador acuoso. A la fase del catalizador 2 se agrega la olefina 3 y el gas de síntesis 4 para lograr una mezcla. Esta mezcla polifásica 5 es bombeada a través del reactor tubular 6, el cual está provisto de elementos mezcladores estáticos. La mezcla resultante 7, que consta del producto, del educto (material saliente) no reaccionado y el catalizador, se desgasifica en el separador de gas 8. El gas 9 que consta del gas de síntesis, eventualmente olefina gaseosa y substancias inertes enriquecidas se alimentan de nuevo y en su mayor parte al reactor 6 a través de una línea de retorno de gas 10 con ayuda de una boquilla mezcladora o boquilla de chorro 11. Una pequeña paite de la corriente de gas 9 es extraída en forma seleccionada a través de la línea 12. Mediante un enfriamiento adecuado 13 y una recirculación es posible reducir a un mínimo las pérdidas de olefina. La extracción 14 se reduce a las substancias inertes enriquecidas y pequeñas cantidades del gas de síntesis, no reaccionado. La corriente de líquido 15 que se produce después de la desgasificación 8 se conduce a un recipiente de separación de fases 16. En este recipiente se separa la fase catalizadora acuosa 2 para retornarse de nuevo al circuito. El calor de la reacción puede ser descargado a través de un intercambiador de calor 17, 19, 20, que está colocado fuera del reactor. El producto se retira a través de la línea 18 y en su caso se somete a una purificación . Los Ejemplos 1 a 7 describen la hidroformilación de propeno mediante el procedimiento según la invención. Ejemplos 1 a 5: Se utilizó un reactor 6 con un largo de 3 metros y un diámetro de 17.3 mm, que contenía los elementos mezcladores estáticos de la empresa Sulzer, aplicando un diámetro hidráulico de 2 mm. Para este Ejemplo se encontraba cerrada la línea 10 que servía para la recirculación del gas. Como solvente para el catalizador se empleo agua. El valor del pH fue de 7. El reactor fue atravesado con un material catalizador que tenía una carga de 400 kg/h a una temperatura de 120°C. La presión de la reacción fue de 50 bares. Como catalizador se utilizó el rodio con una concentración de 800 ppm, respecto a la fase del solvente. Como aglutinante se utilizó la tri (m-sulfofenil) fosfina (TSTPP) en forma de su sal sódica y la proporción de P/Rh fue de 60. para el ensayo 2 se ajustaron las condiciones de reacción según el ensayo 1 con la diferencia de que la temperatura de reacción fuera de 130°C. Para el ensayo 3 se ajustaron las condiciones de reacción del ensayo 1 con la diferencia de que la presión de la reacción era de 70 bares. Para el ensayo 5 se ajustaron las condiciones de reacción del ejemplo 1 con la diferencia de que el valor del pH de la solución catalizadora se ajustó en 4. Para el ensayo 5 se ajustaron las condiciones de reacción del ejemplo 1 con la desviación de que la carga drl catalizador en el reactor era de 300 kg/h. Las corrientes alimentadas de las diferentes cantidades de substancias correspondientes a los eductos o sea substancias extraídas así comj de los propios productos, se han indicado en la Tabla en moles por hora (mol/h) . (RZA = Rendimiento en Espacio/Tiempo) Ej emplos 6 y 7 : Estos ejemplos ilustran el empleo de la línea de recirculación de gas 10. Con ese sistema se puede reducir a un mínimo la pérdida por concepto de substancias útiles que pasarían por la línea del gas residual. Ya en estos ejemplos es fácil de alcanzar conversiones mayores de 90%. En virtud de la presencia del enfriador 13 puede impedirse prácticamente por completo la extracción del propeno dentro del gas residual de manera que el propeno únicamente va saliendo con el producto líquido. El producto 18 retirado del recipiente separador de fases, que todavía contenga propeno, ce procera en forma correspondiente al estado actual de la técnica, expulsando el material por ejemplo con el gas de síntesis o separándolo en forma destiiativa. Así se hacen posibles conversiones de propeno de más de 99% sin merma en los rendimientos en espacio/tiempo. En los Ejemplos 6 y 7 fue atravesado el reactor con una carga catalizadora de 400 kg/h a una temperatura de 120°C. La presión de reacción era de 50 bares. La concentración del rodio era de 800 ppm respecto a la fase del solvente. Como aglutinante se utilizó el TSTPP en forma de su sal sódica en tanto que la proporción de P/Rh era de 60. Las corrientes alimentadas de las cantidades de substancias correspondientes a los eductos, o sea substancias extraídas, así como por concepto de los productos, se indican en la Tabla en moles por ora, o sea mol/h.

Hidroformilación de hexeno-1 Ej emplo 8. Este ejemplo describe el empleo del procedimiento según la invención para la hidroformilación continua de l-hexeno. El desarrollo de la reacción convertidora a través de un reactor más largo se estableció empleando una y otra vez de nuevo el producto crudo obtenido. Así se obtienen valores, correspondientes a un reactor de varios metros de largo, en que cada vez después de un metro se vuelve a dosificar el gas. Como solvente para el catalizador de rodio se utilizó agua. El reactor con un volumen de 235 ml (largo de 1 m) fue a travesado con una carga o sea un caudal catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 130°C. La presión de la reacción era de 30 bares. La concentración del rodio ascendía a 800 ppm respecto a la fase del solvente. Como ligadura o sea aglutinante se utilizó el TSTPP en forma de su sal sódica y la proporción de P/Rh era de 60. La carga por concepto de gas de síntesis era en promedio de 132.8 Nl/h. La corriente de entrada del educto líquido se ajustó en 1.3 1/h. Al cabo de 8 pasadas (equivalente a un largo del reactor de 8 metros) se airan.", J apenas un 9C- de conversión pero el valor de RZA se encontraba siempre en 0.44t/ (pT*h) , considerado por todo el largo del reactor. Este valor se sitúa muy por encima de los datos conocidos en la técnica. La selectividad total al cabo de 8 pasadas llegó casi al 93%.

Ejemplo 9. Hidroformilación de 1-deceno. Se utilizó un reactor con un largo de 6 metros y un diámetro de 17.3 mm que contenía los elementos mezcladores estáticos de la empresa Sulzer y aplicando un diámetro hidráulico de 2 mm. Para este ejemplo se encontraba cerrada la línea 10 destinada para la recirculación del gas. Como solvente para el catalizador se empleó agua. El pH era de 4.5. El reactor fue atravesado con una carga o caudal de catalizador de 400 kg/h a una temperatura de 125°C. La presión de reacción era de 70 bares. La concentración del rodio era de 800 ppm respecto a la fase del solvente. Como aglutinante se empleó TSTPP en forma de su sal sódica y la proporción del P/Rh era de 5. Las corrientes alimentadas de las cantidades de substancias extraídas o eductos así como por concepto de los productos se indican en la Tabla en moles por hora (mol/h) . 10 15 20

Claims

REI INDICACIONES: Un procedimiento para la realización catalítica de reacciones en fases múltiples en un reactor tubular caracterizado porque el catalizador está- contenido en la fase continua y por lo menos una substancia de salida o educto se encuentra presente en - una fase dispersa, en tanto que el factor de carga B del reactor tubular es igual o superior a 0.8. El procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque mediante la reacción en fases múltiples se hídroformilan olefinas. El procedimiento según la reivindicación 2, caracterizado porque las olefinas contienen 2 a 25 átomos de carbono . El procedimiento según las reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque como catalizador se utiliza un metal del octavo grupo secundario. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque como catalizador se emplea el rodio. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque como catalizador se ut lizan compuestos hidrosolubles de rodio. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque como fase continua se emplea agua o bien una mezcla de agua y un solvente orgánico. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el factor de carga B es superior o igual a 0.8. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el factor de carga B es superior o igual a 1.0. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, caracterizado porque la proporción en masa de la fase continua respecto a la fase o a las fases dispersas es superior a 2. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 10, caracterizado x "* porque la fase continua por delante del reactor tubular impulsa a una boquilla de chorro. El procedimiento según cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11¿ caracterizado porque por lo menos una substancia de salida es dispersada por la energía introducida por la fase continua en el reactor tubular. El empleo de aldehidos elaborados según las reivindicaciones 1 a 12, para preparar alcoholes. El empleo de los aldehidos elaborados en las reivindicaciones 1 a 12. utilizados en condensaciones de aldol. El empleo de los aldehidos elaborados según las reivindicaciones 1 a 12 para preparar ácidos carboxílicos .