MXPA02011616A - Sistemas de reacciones para preparar compuestos de n-(fosfonometil)-glicina. - Google Patents

Abstract

Esta invencion se relaciona generalmente con el procedimiento de oxidacion de la fase liquida para formar el N-(fosfonometil)glicina (conocido tambien en la industria quimica agricola como glifosato) y los compuestos relacionados; esta invencion, por ejemplo, esta particularmente relacionado con los procedimiento, caracterizado ademas porque un substrato acido (NPMIDA) N-(fosfonometil) iminodiacetico (es decir, acido N-(fosfonometil)iminodiacetico, una sal del acido N-(fosfonometil)iminodiacetico, o un ester del acido N-(fosfonometil)iminodiacetico) es continuamente oxidado para formar un producto N-(fosfonometil)glicina (es decir, un (fosfonometil)glicina, una sal de N-(fosfonometil)glicina, o un ester de N-(fosfonometil) glicina); esta invencion, esta tambien particularmente relacionado con los procedimientos en los que un substrato acido N-(fosfonometil)iminodiacetico es oxidado para formar un producto N-(fosfonometil)glicina, el cual a su vez, es cristalizado (al menos en parte) en un cristalizador adiabatico.

Description

SISTEMAS PE REACCIONES PARA PREPARAR COMPUESTOS DE N- (FOSFONOMETIL) GLICINA CAMPO DE LA INVENCIÓN Por lo general, esta invención guarda relación con los procedimientos de oxidación de fase líquida para la preparación de N-(fosfonometil)glicina (también conocida en la industria de sustancias químicas para agricultura como glifosato) y compuestos afines. Este invento, por ejemplo, se refiere particularmente a procedimientos en los cuales un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético (NPMIDA) (es decir, un ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, una sal de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético o un éster de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético) se oxida continuamente para formar un producto de N-(fosfonometil) glicina (es decir, N-(fosfonometil) glicina, una sal de N-(fosfonometil)ghcina o un éster de N-(fosfonometil)glicina). Asimismo, este invento, por ejemplo, se relaciona particularmente con procedimientos en los cuales un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina que, a su vez, se cristaliza (al menos en parte) en un cristalizador adiabático.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Franz describe a la N-(fosfonometil)glicina en la patente estadounidense No 3,799,758. La N-(fosfonometil)glicina y sus sales se aplican convenientemente como herbicida de postemergencia en una modalidad acuosa. Constituye un herbicida de amplio espectro altamente eficaz y comercialmente importante que resulta de utilidad para matar o controlar el crecimiento de una amplia variedad de plantas, incluidas semillas de germinación, plantas de semillero emergentes, vegetación boscosa y herbácea madura y afirmada, y plantas acuáticas. Uno de los métodos más ampliamente aceptados para preparar compuestos de N-(fosfonometil)gIicina consiste en romper por oxidación un sustituyente del carboximetilo a partir de un sustrato de ácido N-(fosfonometilo)iminodiacético. A través de los años se han divulgado una amplia variedad de métodos para realizar esta oxidación. Véase, en general, Franz y otros, Glvphosate: A Unique Global Herbicide (Glifosato: Un herbicida mundial único) (Monografía de ACS 189, 1997), págs. 233- 62 (y referencias citadas en dicho trabajo); Franz (Patente estadounidense No. 3.950.402); Hershman (Patente estadounidense No 3.969.398); Chou (Patente estadounidense No. 4.624.937); Chou (Patente estadounidense No. 4.696.772); Ramón y otros. (Patente estadounidense No 5.179.228); Felthouse (patente estadounidense No 4.582.650); Siebenhaar y otros. (PCT/EP99/04587) y Ebner y otros. (Publicación Internacional No wo 99/43430). Si bien muchos de estos procedimientos generan una producción adecuada de diversos productos con N-(fosfonometil) glicina, sigue existiendo la necesidad de un procedimiento mejorado para la oxidación de sustratos de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Entre las mejoras deseables, cabe mencionar: un mayor rendimiento, un menor costo unitario del producto de N-(fosfonometil)glicina y menores concentraciones de derivados no deseables, (por ej.: formaldehído, ácido fórmico, N-metil-N-(fosfonometil)glicina (NMG) y ácido aminometilfosfónico (AMPA)).

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Esta invención, en parte, establece los procedimientos económicos de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, sales de N-(fosfonometil)iminodiacético y esteres de N-(fosfonometil)iminod ¡acético para formar N-(fosfonometil) glicina, sales de N-(fosfonometil)glicina y esteres de N-(fosfonometil)gIicina. Esta invención también provee métodos efectivos para purificar y/o concentrar el producto de N-(fosfonometil)glicina obtenido en la mezcla de reacción de oxidación. Por lo tanto, brevemente, la presente invención está dirigida a un procedimiento para preparar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El procedimiento abarca la introducción de una corriente acuosa que incluye un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores de oxidación en el cual el sustrato de ácido N-(fosfonometíl)iminodiacético se oxida en presencia de un catalizador de oxidación para producir una solución de productos de reacción que contenga un producto de N-(fosfonometil)glicina. La solución de productos de reacción se divide en fracciones plurales que contienen una fracción primaria y una fracción secundaria. Los cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina se precipitan a partir de la fracción primaria para producir una suspensión del producto primario que contiene los cristales del producto de N-(fosfonometil)gl¡cina y un licor madre primario, mientras que los cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina también se precipitan a partir de una mezcla acuosa de cristalización secundaria que contiene el producto de N-(fosfonometil)g licina incluido en la fracción secundaria para producir una suspensión del producto secundario con cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado y un licor madre secundario. En otra modalidad, el procedimiento para preparar un producto de N-(fosfonometil)glicina implica la infroducción de una corriente acuosa con un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores de oxidación y en oxidar dicho sustrato en el sistema de reactores de oxidación en presencia de un catalizador de oxidación para producir una solución de productos de reacción que contenga el producto de N-(fosfonometil)glicina. Los cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina se precipitan a partir de la solución de productos de reacción para producir una suspensión del producto primario con cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado y un licor madre primario. A continuación, se evapora el agua a partir del licor madre primario para, así, precipitar otros cristales del producto de N-(fosfonometil)giicina y producir un licor madre secundario. En otra modalidad, ei procedimiento para preparar un producto de N-(fosfonometil)glicina implica la introducción de una corriente acuosa con un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores de oxidación primario con una o más zonas de reacción por oxidación. El sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétlco se oxida en el sistema de reactores por oxidación primario para producir una solución de productos de reacción que contenga el producto de N-(fosfonometil)glicina y el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacét¡co sin reaccionar. La solución de productos de reacción se divide en fracciones plurales que contienen una fracción primaria y una fracción secundaria de alimentación en reactores por oxidación. Los cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina se precipitan a partir de la fracción primaria para producir una suspensión del producto primario que contiene cristales precipitados del producto de N-(fosfonometil)glicina precipitados y un licor madre primario. La fracción secundaria de alimentación de reactores por oxidación se introduce en un sistema de reactores por oxidación secundaria que contiene una o varias zonas de reacción por oxidación. El sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida en el sistema de reactores por oxidación secundaria para producir un efluente de reactor por oxidación secundaria con el producto de N-(fosfonometil)glicina. A partir de ese momento, se precipitan los cristales del producto de N-(fosfonometil) glicina a partir del efluente de reactor por oxidación secundaria para producir una suspensión del producto secundario con cristales precipitados del producto de N-(fosfonometil) glicina y un licor madre secundario. La presente invención también está dirigida a un procedimiento para preparar un producto de N-(fosfonometil)glicina mediante ia oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. El procedimiento implica la introducción de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un medio de reacción líquido con el producto de N-(fosfonometil)glicina dentro de una zona de reacción por oxidación. Dicha zona de reacción por oxidación se retromezcla en la fase líquida y contiene un catalizador para la reacción por oxidación en contacto con el medio de reacción líquido. También se introduce un agente oxidante en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente para formar el producto de N-(fosfonometil)glicina. Un efluente con mezcla de reacción que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina se retira continuamente de la zona de reacción por oxidación. En otra modalidad, el procedimiento implica la introducción de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un medio de reacción líquido dentro de una zona de reacción por oxidación. El medio de reacción líquido contiene el producto de N-(fosfonometil) glicina y un catalizador heterogéneo de partículas para la reacción por oxidación suspendida en él. También se introduce un agente oxidante en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiaciético se oxida continuamente en el medio de reacción líquido para formar el producto de N-(fosfonometil)giicina. Un efluente de la mezcla de reacción con el producto de N-(fosfonometil)glicina se retira continuamente de dicha zona de reacción por oxidación. El catalizador de partículas se separa continuamente del efluente de la mezcla de reacción para formar una corriente de reciclo del catalizador que contiene al catalizador separado. Por lo menos una porción del catalizador en partículas contenido en la corriente de reciclo del catalizador se introduce en dicha zona de reacción por oxidación. La presente invención también está dirigida a un procedimiento continuo para preparar un producto de N-(fosfonometiI)glicina por oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores. El procedimiento implica la Introducción de una comente acuosa que contenga el sustrato de ácido N-(fosfonometil)im¡nodiacético y un agente oxidante en una primera zona de reacción por oxidación. El sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético se oxida continuamente en la primera zona de reacción por oxidación para formar el producto de N-(fosfonometiI) glicina. Un efluente de la mezcla de reacción intermedia que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina y el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar se retira continuamente de la primera zona de reacción por oxidación. Una corriente acuosa intermedia que contiene el producto de N-(fosfonometil)gllcina y el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiaciético sin reaccionar obtenido en el efluente de la mezcla de reacción intermedia se introduce continuamente en una segunda zona de reacción por oxidación junto con un agente oxidante, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente para formar otro producto de N-(fosfonometil)glicina. Un efluente de la mezcla de reacción que contiene el producto N-(fosfonometil)glicina se retira continuamente de la segunda zona de reacción por oxidación. La presente invención también está dirigida a procedimientos para la concentración y recuperación del producto N-(fosfonometil)gl¡cina. En una modalidad, se proporciona un procedimiento para extraer agua de una solución inicial acuosa que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina y el producto de N-(fosfonometll)giicina cristalizante. El procedimiento implica la introducción de una mezcla acuosa por evaporación que contiene la solución Inicial acuosa en una zona de evaporación. El agua se evapora de la mezcla de alimentación en la zona de evaporación en presencia del producto de N-(fosfonometil)gllcina de partículas sólidas; por io que se produce una fase de vapor que contiene vapor de agua y precipita el producto de N-(fosfonometil)giicina de la fase liquida acuosa y produce un producto de evaporación que contiene sólidos del producto de N-(fosfonometil)giicina y un licor madre sustancialmente saturado o supersaturado en el producto de N-(fosfonometil)glicina. En la zona de evaporación se mantiene una relación de sólidos del producto de N-(fosfonometil)glicina de partículas respecto del licor madre, que excede de la relación de sólidos del producto de N- (fosfonometil)glicina crecientemente producidos por efectos de la evaporación al licor madre que se produce crecientemente por ello. En otra modalidad, el procedimiento implica la introducción de una mezcla de alimentación por evaporación que contiene una solución inicial acuosa en una zona de separación de vapor/líquido donde la presión se encuentra por debajo de la presión de vapor de la mezcia; con lo cual, el agua puede evaporarse instantáneamente de la mezcla de alimentación por evaporación y producir una fase de vapor que contiene vapor de agua y aumentar la concentración del producto de N-(fosfonometiI)glicina en la fase líquida restante hasta alcanzar una concentración superior a la solubilidad del producto de N-(fosfonometil)gllcina. Como resultado de ello, se precipita el producto de N-(fosfonometil)glicina de la fase líquida para producir una primera corriente de suspensión que contiene el producto de N-(fosfonometil)giicina en partículas, en un licor madre saturado o supersaturado. La fase de vapor se separa de la primera corriente de suspensión y ésta se introduce en una zona de decantación en la cual un liquido sobrenadante con una fracción dei licor madre se separa de una segunda corriente de suspensión que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado y el licor madre. La zona de decantación tiene una entrada para la primera suspensión, una salida del líquido de decantación para el líquido sobrenadante que se encuentra espaciado sobre la entrada y una salida para la segunda suspensión espaciada verticalmente sobre la entrada, aunque debajo de la salida del liquido sobrenadante. Las velocidades relativas a las cuales se introduce la primera suspensión en la zona de decantación, se elimina la segunda suspensión a través de la salda de la segunda suspensión y se elimina el líquido sobrenadante a través de la salida del liquido de decantación se mantienen de manera tal que la velocidad ascendente del caudal en una región inferior de la zona de decantación por debajo de la salida de la segunda suspensión es suficiente para mantener el producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado en suspensión en fase líquida mientras la velocidad ascendente del caudal en una región superior de la zona de decantación por encima de la salida de la segunda suspensión se halla por debajo de la velocidad de sedimentación de, por lo menos, el 80% por peso de las partículas del producto de N- (fosfonometil)gliclna en la región inferior. En otra modalidad más, el procedimiento implica la introducción de una mezcla de carga por evaporación acuosa que contiene la solución inicial acuosa en una zona de evaporación. El agua se evapora a partir de la mezcla de alimentación en la zona de evaporación en presencia del producto de N-(fosfonometil)glicina de partículas sólidas; por lo que se produce una fase de vapor que contiene vapor de agua y precipita el producto de N-(fosfonometil)glicina a partir de la fase liquida acuosa y produce un producto por evaporación que contiene sólidos del producto de N- (fosfonometll)glicina y un licor madre sustancialmente saturado o supersaturado en el producto de N-(fosfonometil)gllcina. El producto de la evaporación se divide para suministrar una fracción de sólidos del producto de N-(fosfonometil)glicina relativamente empobrecido en el licor madre y una fracción del licor madre relativamente empobrecido en los sólidos del producto de N-(fosfonometll)gllcina. En ia zona de evaporación se mantiene una relación de sólidos del producto de N-(fosfonometil)glicina de partículas respecto del licor madre que excede de la relación de sólidos del producto de N-(fosfonometll) glicina producidos crecientemente por efectos de la evaporación respecto del licor madre producido crecientemente por ello. La presente invención también está dirigida a procedimientos integrados para la preparación de un efluente de mezcla de reacción por oxidación que contenga el producto de N-(fosfonomet¡l)glicina y, subsecuentemente, concentrar y recuperar el producto. En una modalidad, el procedimiento implica la introducción de una mezcla acuosa que contiene sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un medio de reacción líquido y la oxidación catalíticamente del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el medio de reacción líquido acuoso para producir por ello una mezcla de reacción que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. Después de ello, se enfría una mezcla de alimentación por cristalización primaria que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina producido en la mezcla de reacción; con lo cual, se precipita el producto de N-(fosfonometil)glicina y se produce un licor madre primario que contiene el producto de N-(fosfonometiI)glicina. Una vez separado el producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado del licor madre primario, éste se recicla e introduce en el medio de reacción líquido, donde el sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminod ¡acético se oxida hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina. En otra modalidad de la presente invención, el procedimiento implica la introducción de una mezcia acuosa que contiene un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reacción catalítica que abarca una o más zonas de reacción catalíticas El sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida catalíticamente basta el producto de N (fosfonometil)gllcina en el sistema de reacción catalítica para producir una mezcla del producto que, después, se divide en una fracción primaria y en una fracción secundaria. Ei producto de N-(fosfonometil) glicina de la fracción primaria se cristaliza para producir una fracción sólida del producto de N-(fosfonometil)glicina y un licor madre primario. El licor madrea primario se recicla para uso como fuente de agua en la preparación de la mezcla de alimentación introducida en ei sistema de reactor catalítico. La presente invención está, además, dirigida a procedimientos continuos para la oxidación catalítica de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético a fin de producir un producto de N-(fosfonometil)glicina. En una modalidad, el procedimiento implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétíco en una zona de reacción por oxidación primaria, abarcando esta zona un lecho fijo primario que contiene un catalizador de oxidación. En la zona de reacción por oxidación primaria se introduce un agente oxidante, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometll)gllcina; con lo cual se produce una mezcla de reacción primaria que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina y el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar. La mezcla de reacción primaria se retira de la zona de reacción por oxidación primaria. La diferencia en contenido calórico sensible al peso entre la mezcla de reacción y la corriente de alimentación acuosa se mantiene inferior al calor de reacción exotérmica generado en la zona de reacción por peso unitario de la corriente de alimentación acuosa. En otra modalidad, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la primera de una serie de zonas de reacción por oxidación, cada una de estas series contiene un catalizador de oxidación. El sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida en las primeras zonas de reacción por oxidación para producir un producto de reacción por oxidación intermedio. El producto de reacción por oxidación intermedio se introduce en una segunda zona de reacción por oxidación que contiene un lecho fijo con un metal noble sobre un catalizador de carbono. El formaidehído y/o ácido fórmico derivado se oxida en ia segunda zona de reacción por oxidación. En otra modalidad, el procedimiento continuo implica la introducción de una primera corriente de alimentación de componentes que contiene un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la primera de una serie de zonas de reacción continua incluyendo, cada una de las series de zonas de reacción un catalizador de oxidación. En la primera de la serie de zonas de reacción se introduce un oxidante, donde el sustrato se oxida catalíticamente hasta producir una corriente de mezcla de reacción intermedia que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. La mezcla de reacción intermedia que sale de la primera zona de reacción se transfiere a la segunda de la serie de zonas de reacción, donde el sustrato se oxida catalíticamente. Una mezcla de reacción intermedia se retira de cada una de las zonas de reacción e introduce en cada zona de reacción subsiguiente. En cada una o en varias zonas de reacción que suceden a la primera en la serie se introduce otra corriente de alimentación de componentes, cada una de las corrientes adicionales de alimentación contiene un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Se introduce un oxidante en una o más zonas de reacción que suceden a la primera en la serie. Un producto de reacción final se retira de la última de la serie de zonas de reacción. En otra modalidad, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiácético en una zona de reacción por oxidación que incluye un lecho fijo con un catalizador de oxidación. Un gas con 02 se introduce en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina y, debido a eso, produce una mezcla de reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil)gIicina. La relación de la velocidad másica de caudal de la fase líquida respecto de la velocidad másica de caudal de la fase gaseosa en el lecho fijo se encuentra entre 20 y cerca de 800. En otra modalidad, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato N-(fosfonometil)imlnodiacético en una zona de reacción por oxidación que contiene un lecho fijo con un catalizador de oxidación. Se introduce un gas con O2 en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétco se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina; debido a lo cual produce una mezcla de reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil) glicina. La relación volumétrica de la detención de la fase líquida en el lecho fijo hasta el volumen total del lecho está comprendida entre cerca de 0.1 y cerca de 0.5. En otra modalidad, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en una zona de reacción por oxidación que contiene un lecho fijo con un catalizador de oxidación. Se introduce un gas con O2 en ia zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina; debido a lo cual se produce una mezcla de la reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonorhetil)glicina. La presión parcial del oxígeno en la salida de líquidos del lecho fijo no es mayor que aproximadamente 703 kg/cm2.

En otra modalidad más, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en una zona de reacción por oxidación que contiene un lecho fijo con un catalizador de oxidación. Se introduce un gas con O2 en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina; debido a lo cual se produce una mezcla de la reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. La presión parcial del oxígeno no supera aproximadamente 3.5 kg/cm2 en cualquier lugar del lecho fijo en el cual la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)lmino diacético en fase líquida es inferior a cerca de 0.1 ppm. En otra modalidad más, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético en una zona de reacción por oxidación con un catalizador de oxidación. El área de la superficie del catalizador hasta la detención de la fase líquida está comprendida entre cerca de 100 y cerca de 6000 m2/cm3. Se introduce un agente oxidante en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometiI)glicina; debido a lo cual, se produce una mezcla de reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil)giicina. En otra modalidad más, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente de carga acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)lmínodiacético en una zona de reacción por oxidación con un lecho fijo que contiene un catalizador de oxidación. Se introduce un gas con 02 en ia zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétíco se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina; con lo cual se produce una mezcla de reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. La presión parcial promedio integrada del oxígeno, junto con la vía de caudal liquido en el lecho fijo es de, por lo menos, aproximadamente 3.5 kg/cm2 y la temperatura promedio integrada de la fase líquida en el lecho fijo se halla entre 80°C y cerca de 130°C. En todavía otra modalidad más, el procedimiento continuo implica la introducción de una corriente acuosa que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético en una zona de reacción por oxidación que contiene un lecho fijo con cuerpos del catalizador de oxidación y otros medios de promoción de la transferencia de masa líquida/gaseosa. Se introduce un gas con O2 en la zona de reacción por oxidación, donde el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacét¡co se oxida continuamente hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina; debido a lo cual, se produce una mezcla de reacción por oxidación que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. En aún otra modalidad más, el procedimiento continuo comprende introducir una corriente de alimentación de fase líquida que comprende una mezcla de alimentación acuosa que comprende el sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético en una zona de reacción de oxidación primaria que comprende un lecho fijo que contiene un catalizador de oxidación. Un agente de oxidación se introduce en la zona de reacción de oxidación primaria en donde el sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente al producto de N-(fosfonometil)glicina, produciendo así una corriente de salida de la fase líquida que comprende una mezcla de reacción primaria que comprende el producto de N-(fosfonometil)glicina y sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético). La corriente de salida de fase líquida se retira de la zona de reacción de oxidación primaria. El régimen de introducción de la corriente de alimentación de fase líquida y el retiro de la corriente de salida de fase líquida e tal que la velocidad de separación en horas de la fase líquida en el lecho fijo basado en el volumen del lecho total es entre aproximadamente 0.5 hr"1 y alrededor de 20 hr_1. Otras características de este invento, en parte se evidenciarán, y en parte se señalarán, más adelante.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LOS DIBUJOS La Fig. 1 muestra un ejemplo de una sección transversal de un soporte de catalizador en forma de panal. La Fig. 2 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos que abarca una zona de reacción por oxidación retromezclada que emplea una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas recicladas en un circuito independiente a partir de un circuito de recirculación por transferencia calórica. La Flg. 2A es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El sistema de reactores contiene una zona de reacción por oxidación retromezclada que emplea una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas reciclada en un circuito independiente a partir de un circuito de recirculación por transferencia calórica e incluye un tanque de evaporación instantánea y un tanque de reciclado de catalizador. La Fig. 2B es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometii)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El sistema de reactores comprende una zona de reacción por oxidación retromezclada que emplea una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas reciclada a través de un circuito de recirculación por transferencia calórica. La Fig. 3 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometii)glicina. El sistema de reactores comprende dos zonas de reacción por oxidación retromezcladas y escalonadas en serie y que emplean una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas que fluye desde la primera zona de reacción hasta la segunda y se retrorecicla hasta la primera zona de reacción. La Fig. 4 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El sistema de reactores comprende dos zonas de reacción por oxidación retromezcladas y escalonadas en serie que emplean una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas que fluye desde la primera zona de reacción hasta la segunda y se retrorecicla hasta ambas zonas de reacción. La Fig. 5 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El sistema de reactores comprende dos zonas de reacción por oxidación retromezcladas y escalonadas en serie que emplean dos masas de suspensión de catalizadores de partículas heterogéneas de manera tal que el catalizador de la primera zona de reacción se retrorecicla hasta la primera zona de reacción y el catalizador de la segunda zona de reacción se retrorecicla hasta la segunda zona de reacción. La Fig. 6 es un diagrama esquemático de un sistema de reactores continuos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N- (fosfonometll)glicina. El sistema de reactores comprende dos zonas de reacción por oxidación retromezcladas y escalonadas en serie que emplean una suspensión de catalizador de partículas heterogéneas que se recicla desde la primera zona de reacción de vuelta hasta la primera zona de reacción y desde la segunda zona de reacción hasta ambas zonas de reacción. La Fig. 7 es un esquema de un reactor secuencial con boquilla eyectora que puede utilizarse en el sistema de reactores continuos de la presente invención para oxidar un sustrato e ácido N-(fosfonometil)iminodiacético con el fin de formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. La Fig. 8 es un esquema de un reactor de lecho fijo que puede utilizarse en el sistema de reactores continuos de la presente invención para oxidar un sustrato e ácido N-(fosfonometil)lminodiacético con el fin de formar un producto de N-(fosfonometil)gliclna. La Fig. 9 es un esquema de un reactor fluidizado circulante que puede usarse en el sistema de reactores continuos de la presente invención para oxidar un sustrato e ácido N-(fosfonometil)iminodiacético con el fin de formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. La Fig. 10 es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos distribuidos para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacét¡co para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. El sistema de reactores comprende una pluralidad de reactores en los cuales la mezcla reactiva progresa en serie desde cada reactor hasta el subsiguiente en la serie. La Fig. 11 es un diagrama de flujo esquemático de un procedimiento integrado para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores para formar una mezcla de reacción de oxidación que comprende un producto de N-(fosfonometil)gllc¡na y para recuperar el producto de N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción de oxidación usando un cristalizador evaporativo no adiabático accionado térmicamente. La Fig. 12 es un diagrama de flujo esquemático de un procedimiento integrado para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonomet¡I)iminod¡acético en un sistema de reactores para formar una mezcla de reacción de oxidación que comprende un producto de N-(fosfonometil)glicina y para recuperar el producto de N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción de oxidación usando un cristalizador adiabático. La Fig. 12A es un diagrama esquemático de un sistema de cristalizador adiabático que se emplea para recuperar un producto de N-(fosfonometil)glicina a partir de una mezcla de reacción de oxidación. La Fig. 13 es un diagrama de flujo esquemático de un procedimiento integrado para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores para formar una mezcla de reacción de oxidación que comprende un producto de N-(fosfonometil)glicina y para recuperar el producto de N-(fosfonometil)gIicina de la mezcla de reacción de oxidación usando un cristalizador adiabático y un cristalizador no adiabático evaporativo accionado térmicamente y operado en serie para recuperar un producto de N-(fosfonometiI)glicina. La Fig. 14 es un diagrama de flujo esquemático de un procedimiento integrado para oxidar un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema de reactores para formar una mezcla de reacción de oxidación que comprende un producto de N-(fosfonometil)glicina y para recuperar el producto de N-(fosfonometll)glicina de fa mezcla de reacción de oxidación usando un cristalizador adiabático y un cristalizador evaporativo no adiabático accionado térmicamente y operado en semí-paraleio. La Fig. 14A es un diagrama de flujo esquemático de un procedimiento integrado para oxidar un substrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina y para recuperar el producto de N-(fosfonometil)glicina usando una combinación de un cristalizador adiabático y un cristalizador evaporativo accionado térmicamente no adiabático operado en semi-paralelo. El substrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético se oxida en un sistema de reactores primario para formar una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto de N-(fosfonometil)glicina y un substrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Una fracción primaria de la mezcla de reacción de oxidación a partir del sistema de reactores primarios se introduce en el cristalizador adiabático, mientras que el substrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiacético en una fracción de alimentación del reactor de oxidación secundario de la mezcla de reacción de oxidación se oxida en un sistema de reactores secundario para formar el producto de N-(fosfonometil)glicina antes de pasarse al cristalizador no adiabático. La Fig. 15 muestra el efecto del perfil de concentración de derivados de ácido fórmico sobre 20 corridas de reacción en lote causado por la introducción por única vez de óxido de bismuto directamente en una mezcla de reacción por oxidación de ácido N-(fosfonomet¡l)iminodiacético. Aquí, la concentración del catalizador en la mezcla de reacción fue de 0.5% por peso y el catalizador contenía 5% por peso de platino y 0.5% por peso de hierro. La Fig. 16 muestra el efecto del perfil de concentración de derivados de ácido fórmico sobre 30 corridas de reacción en lote causado por la introducción por única vez de óxido de bismuto directamente en una mezcla de reacción por oxidación de ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético. Aquí, la concentración del catalizador en la mezcla de reacción fue de 0.75% por peso y el catalizador contenía 5% del peso en platino y 1 % del peso en estaño. La Fig. 17 muestra el efecto sobre el perfil de concentración de derivados de formaldehído respecto de 30 corridas de reacción en lote causado por la introducción por única vez de óxido de bismuto directamente en una mezcla de reacción por oxidación de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Aquí, la concentración del catalizador en la mezcla de reacción fue de 0.75% por peso y el catalizador contenía 5% del peso en platino y 1% del peso en estaño.

La Flg. 18 muestra el efecto sobre el perfil de concentración de derivados de N-metil-N-(fosfonometil)gllc¡na (NMG) respecto de 30 corridas de reacción en lote causado por la introducción por única vez de óxido de bismuto directamente en una mezcla de reacción por oxidación de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Aquí, la concentración de catalizador en ia mezcla de reacción fue de 0.75% por peso y el catalizador contenía 5% del peso en platino y 1% del peso en estaño. La Fig. 19 muestra el efecto sobre la producción de ácido fórmico, formaldehído y N-metil-N-(fosfonometil)glicina (NMG) durante una reacción por oxidación del ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético causado por la mezcla de óxido de bismuto con un catalizador de oxidación utilizado en 133 corridas previas en lote de reacciones por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Aquí, el catalizador contenía 5% por peso en platino y 0.5% por peso en hierro sobre un soporte de carbono. La Fig. 20 muestra el efecto sobre la producción de ácido fórmico, formaldehido y N-metil-N-(fosfonometil)giicina (NMG) durante una reacción por oxidación de ácido N-(fosfonometiI)iminod¡ acético causado por la mezcla de óxido de bismuto con un catalizador de oxidación utilizado en 30 corridas previas en lote de reacciones por oxidación de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Aquí, el catalizador contenía 5% por peso en platino y 1 % por peso en estaño sobre un soporte de carbono. La Fig. 21 muestra el efecto sobre el perfil de concentración de derivados de ácido fórmico sobre 107 corridas por reacción en lote causado por la mezcla por única vez de óxido de bismuto con un catalizador con 5% por peso en platino y 1 % por peso en estaño. La Flg. 22 muestra el efecto sobre el perfil de concentración de derivados de formaldehído sobre 107 corridas por reacción en lote causado por la mezcla por única vez de óxido de bismuto con un catalizador con 5% por peso en platino y 1 % por peso en estaño. La Fig. 23 muestra el efecto sobre el perfil de concentración de derivados de N-(fosfonometll)gllc¡na (NMG) sobre 107 corridas de reacción causadas por la mezcla por única vez de óxido de bismuto con un catalizador con 5% por peso en platino y 1% por peso en estaño. La Fig. 24 muestra perfiles de formaldehído y ácido fórmico en el liquido del producto indicado en el Ejemplo 21. La Fig. 25 muestra perfiles de glifosato y ácido N-(fosfonometil)iminoacético y en el líquido del producto indicado en el Ejemplo 22. La Fig. 26 muestra perfiles de giifosato y de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el líquido del producto indicado en el Ejemplo 23. La Fig. 27 es un diagrama de flujo en bloque correspondiente al sistema de reactores continuos indicado en el Ejemplo 24. La Fig. 28 es un diagrama de flujo en bloque del sistema de reactores continuos indicado en el Ejemplo 25.

La Fig. 29 es un diagrama de flujo en bloque del sistema de reactores continuos indicado en el Ejemplo 28. La Flg. 30 es un diagrama de flujo en bloque del sistema de reactores continuos indicado en el Ejemplo 35. La Fig. 31 es un diagrama de flujo en bloque del sistema de reactores continuos indicado en el Ejemplo 36.

DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LAS MODALIDADES PREFERIDAS En general, los procedimientos de la presente invención incluyen: (1) La oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometll)iminodiacético en una o más zonas de reacción por oxidación para formar un producto de N-(fosfonometil)giicina; y/o (2) La concentración y/o purificación del producto de N-(fosfonometil)giicina. A continuación se describen estos pasos, junto con varias otras características de las modalidades más preferidas. El sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida introduciendo el sustrato y un agente oxidante (por ejemplo, fuente de oxígeno) en un sistema de reactores que abarca una o más zonas de reacción por oxidación con un catalizador de oxidación. Generalmente, el resultado de la reacción por oxidación está de acuerdo con la siguiente ecuación: donde R1, R2, R3, R4 son, cada uno independientemente, hidrógeno, un catión aceptable desde el punto de vista de la agronomía, hidrocarbilo o un hidrocarbilo sustituido. Un hidrocarbilo es cualquier grupo formado exclusivamente por carbono e hidrógeno. El hidrocarbilo puede estar o no ramificado, saturado o no saturado y conformado por uno o vanos anillos. Entre los grupos adecuados de hidrocarbilo cabe mencionar: grupos alquilo, alquenilo, alquinilo y arilo. También incluye a los grupos alquilo, alquenilo, alquinilo y arilo sustituidos por otros grupos hidrocarbilos cíclicos o alifáticos tales como alcarilo, alquenarilo y alquinarilo. Un hidrocarbilo sustituido es cualquier hidrocarbilo donde, por lo menos, un átomo de hidrógeno ha sido sustituido por: (a) un átomo distinto del hidrógeno; o (b) un grupo de átomos que contengan, por lo menos, un átomo distinto del hidrógeno. Por ejemplo, el átomo de hidrógeno puede estar sustituido por un átomo de halógeno, como por ejemplo, un átomo de cloro o flúor. Alternativamente, el átomo de hidrógeno puede ser sustituido por un átomo de oxígeno o un grupo que contenga un átomo de oxígeno para formar, por ejemplo, un grupo hidroxi, un éter, un éster, un anhídrido, un aldehido, una cetona o un ácido carboxílico. El átomo de hidrógeno también puede ser reemplazado por un grupo que contenga un átomo de nitrógeno para formar, por ejemplo, una amida o un grupo nitro. Asimismo, el átomo de hidrógeno puede ser sustituido por un grupo que contenga un átomo de azufre para formar, por ejemplo, -SO3H. Un catión aceptable desde el punto de vista de la agronomía es aquél que permite la actividad herbicida útil desde la perspectiva de la agricultura y la economía de un anión N-(fosfonometiI)glicina. Dicho catión puede ser, por ejemplo, un catión de metal alcalino por ejemplo un ion de sodio o potasio), un ion de amonio, un ion de amonio isopropílico, un ion tetraalqullamonio, un ¡ón trialquilsulfonio, una amina protonada primaria, una amina protonada secundaria o una amina protonada terciaria. En una modalidad particularmente preferida, R1, R2, R3 y R4 son, cada uno independientemente, hidrógeno o un catión aceptable desde el punto de vista de la agronomía siendo el hidrógeno, a menudo, el más preferido. Pueden emplearse diversos agentes oxidantes de conformidad con este invento, como por ejemplo, peróxidos (ej.: H2O2, peróxido de benzoilo), hidroperóxidos, peroxiácidos, gases con contenido de O2 y líquidos con oxígeno disuelto. Típicamente, los gases con contenido de O2 resultan especialmente preferidos. Según se utiliza aquí, un gas con O2 es cualquier mezcla gaseosa que tenga O2 y, opclonalmente, uno o más diluyentes no reactivos con el oxígeno o con el sustrato o producto bajo condiciones de reacción. Ejemplos de dichos gases: aire; 02 puro u O2 diluido con He, Ar, N2 y/u otros gases no oxidantes. La fuente de oxígeno es, de mayor preferencia, un gas con 02 que contenga, por lo menos, cerca del 95% de moles de O2, más preferiblemente, por lo menos de cerca de 98% de moles de O2, siendo el resto uno o más gases no oxidantes particularmente, N2y/o Ar).

Catalizadores de oxidación preferidos Pueden utilizarse una amplia variedad de catalizadores de oxidación de acuerdo con este invento. Estos incluyen tanto catalizadores homogéneos como heterogéneos. Pueden emplearse diversas sales de tungsteno solubles en agua, por ejemplo, para catalizar la oxidación de sustratos de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético con H202. El ácido N-(fosfonometi!)iminodiacético también puede oxidarse hasta un intermedio de N-óxido con H202 en presencia de un ácido (ej.: H2SO4) y calor. Este intermedio de N-óxido, a su vez, puede descomponerse para formar N-(fosfonometil)glicina en presencia de calor y de diversos catalizadores de sales ferrosas, cuprosas, de tungsteno, molibdeno y vanadio solubles en agua. En Glvphosate: A Uniaue Global Herbicide (Glifosato: Un herbicida global único), Monografía de ACS 189, 1997), páginas 240-41, de Franz y otros, hallará un tratamiento general en relación con el uso de dichos catalizadores homogéneos para la conversión de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en N-(fosfonometil)glicina. Típicamente se prefiere más usar un catalizador heterogéneo. Esta preferencia se origina, al menos en parte, en la facilidad con la cual un catalizador heterogéneo puede normalmente estar separado de la mezcla de reacción después de la oxidación. La literatura está repleta de catalizadores heterogéneos adecuados. Uno de los primeros catalizadores heterogéneos utilizados para catalizar la división por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético file publicado por Franz en la patente estadounidense No 3.950.402. Franz publica que la N-(fosfonometil)glicina puede preparase por división por oxidación de la fase líquida del ácido N-(fosfonometil)im¡nodiacético con 02 en presencia de un catalizador que contenga un metal noble depositado sobre la superficie de un soporte de carbono activado. Metal noble sobre (HO) ^(OJCH- f CH^CO-H)- + 1/2 O, — —7: j 3 2 2 2 2 2 2 cataii5_ador de carbono (HO)2P(0)CH2NHCH2C02H + C02 + HCHO Aun cuando el procedimiento descrito por Franz generalmente produce un rendimiento y pureza aceptables de la N-(fosfonometil)giicina, también sufre una serie de problemas: 1. El costoso metal noble en el catalizador de Franz tiende a perderse en la solución de reacción (es decir, lixiviación). Esta lixiviación del metal noble es el resultado de, por lo menos, dos factores: (a) En condiciones de oxidación de la reacción, alguna porción del metal noble se oxida en una forma más soluble; y (b) Tanto el sustrato de ácido N-(fosfonometil)lminodiacético como el producto de N-(fosfonometil)gl¡cina actúan como ligantes que solubilizan el metal noble. 2. Con frecuencia, el producto de N-(fosfonometiI)glicina se oxida para formar ácido aminometilfosfónico (AMPA), particularmente a medida que disminuye la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminoacético; lo cual, obviamente, reduce el rendimiento del producto de N-(fosfonometll)giicina deseado. En la patente estadounidense No 3.969.398, Hershman publica que puede utilizarse el carbono activado solo, sin presencia de un metal noble, para dar efecto a la división por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodlacético para formar N-(fosfonometil)glicina. En ia patente estadounidense No 4.624.937, Chou también publica que puede aumentarse la actividad del catalizador de carbono revelado por Hershman retirando ios óxidos de la superficie del catalizador de carbono antes de usarlo en la reacción por oxidación. Véase también la patente estadounidense No 4.696.772 (que ofrece un tratamiento por separado realizado por Chon en relación con el aumento de la actividad del catalizador de carbono retirando los óxidos de la superficie del catalizador de carbono). Si bien, obviamente, estos procedimientos no sufren por ia lixiviación del metal noble, sí tienden a producir mayores concentraciones de derivado de formaldehído y ácido fórmico cuando se los usa para dar efecto a la división por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Óptimamente, el formaldehído y ácido fórmico se oxidan simultáneamente hasta dióxido de carbono y agua cuando el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida hasta la N-(fosfonometil)glicina y da la siguiente reacción: ( HO ) 2P ( 0 ) CH 2N ( CH 2C02H ) 2 catalizador + o- ( H0 ) 2P { 0 ) CH 2NHCH 2C0 2H + 2C02 + H20 Se ha puesto mucho énfasis en los catalizadores que contienen un metal noble sobre un soporte de carbono debido a, por lo menos, dos razones. Con dichos catalizadores, el componente de carbono da efecto principalmente a la oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar N-(fosfonometiI)giicina y formaldehído; mientras que el componente de metal noble da efecto principalmente a la oxidación del formaldehído y ácido fórmico para formar dióxido de carbono y agua. Además, el componente de metal noble tiende a reducir la velocidad de desactivación del carbono. Más específicamente, cuando el carbón activado se emplea solo, tiende a desactivarse hasta un 10% por ciclo o más. Sin estar atado a ninguna teoría en particular, se cree que la desactivación del carbono activado solo surge cuando la superficie del soporte de carbono se oxida bajo las condiciones de la reacción. Véase Chou, patente estadounidense No 4.624.937. Véase, también, Chou, patente estadounidense No 4.696.772 (que ofrece un tratamiento por separado en relación con la desactivación del carbono activado por oxidación de la superficie del carbono). Sin embargo, en presencia del metal noble, disminuye la velocidad de desactivación del carbono activado. Se cree que el metal noble reacciona con el oxidante a mayor velocidad que la superficie del carbono activado y, así, preferiblemente, remueve al oxidante de la solución antes de que se produzca ia oxidación extensiva de la superficie de carbono. Asimismo, a diferencia de muchas especies de óxido que se forman en las superficies del carbono activado y requieren de tratamientos a altas temperaturas para reducirse, las especies de óxido que se forman en la superficie de un metal noble, típicamente se reducen con facilidad por los agentes de reducción presentes en o agregados a ia mezcla de reacción por ej.: fragmento de amina dividida, formaldehído, ácido fórmico, H2, etc.); con lo cual se restaura la superficie del metal noble hasta alcanzar un estado reducido. De esta forma, el catalizador exhibe ventajosamente una vida mucho más prolongada siempre que el metal noble no se pierda por lixiviación o sinterizado (es decir, en la forma de capas o grupos indeseables) por procedimientos tales como disolución y redeposición o aglomeración de metal noble. Ramón y otros (patente estadounidense No 5.179.228) publican un ejemplo del uso de un metal noble depositado en la superficie de un soporte de carbono. Para reducir el problema de lixiviación (que, Ramón y otros, consideran que produce una pérdida de 30% de metal noble por ciclo), Ramón y otros indican el lavado de la mezcla de reacción con N2 bajo presión una vez completada la reacción de oxidación para causar la redeposición del metal noble sobre la superficie del soporte de carbono. De acuerdo con Ramón y otros, el lavado del N2 reduce la pérdida de metal noble a menos del 1%. Felthouse (patente estadounidense No. 4.582.650) publica el uso de 2 catalizadores: (i) Un carbono activado para dar efecto a la oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacét¡co hasta la N-(fosfonometil)glicina; y (ii) Un co-catalizador para dar, concurrentemente, efecto a la oxidación del formaidehído hasta el dióxido de carbono y agua. El co-catalizador es un soporte de aluminosillcato con un metal noble localizado dentro de sus poros. Los poros son de un tamaño tal que permita excluir la N-(fosfonometil)gllcina y, así, evitar que el metal noble del co-catallzador quede envenenado por la N-(fosfonometil)glicina. De acuerdo con Felthouse, el uso de estos 2 catalizadores juntos permite la oxidación simultánea del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético hasta la N-(fosfonometil)gliclna y del formaldehído hasta el dióxido de carbono y agua. Ebner y otros, Publicación Internacional No WO 99/43430, que se incofora en su totalidad al presente por referencias, revelan la oxidación de sustratos de ácido N-(fosfonometlI)lm¡nod¡acético mediante el empleo de un catalizador profundamente reducido que contiene un metal noble sobre un soporte de carbono. Dicho catalizador tiende a exhibir una mayor resistencia a la lixiviación del metal noble y una mayor destrucción de derivados indeseables(por ej.: formaldehído). Las ventajas de dichos catalizadores los convierten en particularmente preferidos. Así, mucho de lo debatido a continuación pondrá énfasis en dichos catalizadores. No obstante lo antedicho, ha de reconocerse que las características de este invento podrán aplicarse, en general, utilizando una amplia variedad de los catalizadores homogéneos y heterogéneos descritos anteriormente. Los grupos funcionales con contenido de oxigeno (como por ejemplo, ácidos carboxíllcos, éteres, alcoholes, aldehidos, lactonas, cetonas, esteres, aminóxidos y amidas) que se encuentran en la superficie del soporte de carbono tienden a aumentar la lixiviación del metal noble y a incrementar potencialmente el sinterizado del metal noble durante las reacciones por oxidación de fase líquida y, así, reducir la habilidad del catalizador para oxidar sustratos oxidables, particularmente el formaldehído y el ácido fórmico durante la reacción por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Según se utiliza en el presente, un grupo funcional con contenido de oxígeno se encuentra en la superficie del soporte de carbono si está unido a un átomo del soporte de carbono y puede interactuar química o físicamente con composiciones dentro de la mezcla de reacción o con los átomos de metal depositados en el soporte de carbono. Muchos de los grupos funcionales con contenido de oxígeno que reducen la resistencia del metal noble a lixiviación y sinterizado y disminuyen la actividad del catalizador desorben del soporte de carbono como monóxido de carbono cuando se calienta el catalizador a altas temperaturas (por ej.: 900°C) en una atmósfera de gas inerte (por ejemplo, helio o argón). Por lo tanto, la medición de la cantidad de desorción de CO de un catalizador nuevo (es decir, uno que no haya sido usado anteriormente en una reacción por oxidación de fase liquida) a altas temperaturas es un método que puede emplearse para analizar la superficie del catalizador con el objeto de predecir ia retención del metal noble y el mantenimiento de la actividad del catalizador. Una manera de medir la desorción de CO es mediante el empleo del análisis termogravimétrico con espectroscopia masiva en línea (TGA-MS). Preferiblemente, no hay desorción de un catalizador que exceda de cerca de 1.2 mmoles de monóxido de carbono por gramo de catalizador cuando una muestra de catalizador seco y fresco en una atmósfera de helio se somete a una temperatura en aumento de 20 a 900°C a 10°C por minuto y luego se mantiene constante a 900°C durante 30 minutos. Más preferiblemente, no hay desorción que exceda de cerca de 0.7 mmoles de monóxido de carbono por gramo de catalizador fresco en esas condiciones e, incluso, más preferiblemente no hay desorción que exceda de cerca de 0.5 mmoles de monóxido de carbono por gramo de catalizador fresco y, con mayor preferencia, que no exceda de cerca de 0.3 mmoles de monóxido de carbono por gramo de catalizador fresco. Se considera que un catalizador está seco cuando tiene un contenido de humedad inferior al 1% por peso. Típicamente, un catalizador puede secarse colocándolo en un vacío de N2 purgado de 25 pulgadas de Hg y a una temperatura de 120°C durante 16 horas. La medición del número de átomos de oxigeno en la superficie del soporte del catalizador fresco es otro método que puede emplearse para analizar el catalizador a los efectos de predecir la retención de metal noble y el mantenimiento de la actividad catalítica. Por ejemplo, por espectroscopia de rayos X con fotoelectrones, se analiza una capa superficial del soporte, de un espesor aproximado de 50 A. Los equipos actualmente a disposición que se usan para espectroscopia de rayos X con fotoelectrones poseen, típicamente, una precisión comprendida entre +20%. Típicamente, resulta conveniente una relación de átomos de carbono respecto de átomos de oxigeno en la superficie (medida por los equipos actualmente disponibles para espectroscopia de rayos X con fotoelectrones) de, por lo menos, cerca de 20:1 (átomos de carbono: átomos de oxígeno). Sin embargo, se prefiere una relación de, por lo menos, cerca de 30:1 , más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 40:1 , aún más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 50:1 y, más preferiblemente, de por io menos, cerca de 60:1. Asimismo, la relación de átomos de oxígeno respecto de átomos de metal en la superficie (nuevamente medida por los equipos actualmente disponibles para espectroscopia de rayos X con fotoelectrones), preferiblemente es inferior a 8:1 (átomos de oxígeno: átomos de metal). Más preferiblemente, la relación será de menos de 7:1 , aún más preferiblemente, de menos de cerca de 6:1 y, con mayor preferencia, de menos de cerca de 5:1.

En general, los soportes de carbono usados en la presente invención son bien conocidos en la técnica. Se prefieren soportes de carbono activado y no grafitizado. Estos soportes se caracterizan por la alta capacidad de adsorción para gases, vapores y sólidos coloidales y áreas de superficie específicas y relativamente altas. Convenientemente, el soporte puede ser un carbono, carbón de leña o palo producido por medios conocidos en la técnica, como por ejemplo, por destilación destructiva de madera, turba, lignito, carbón mineral, cascaras de nuez, huesos, materia carbonácea vegetal, natural o sintética, aunque preferiblemente activada para desarrollar poder de adsorción. Por lo general, la activación se logra por calentamiento a altas temperaturas (800 - 900°C) con vapor o dióxido de carbono, que forma una estructura de partículas porosas y una mayor área de superficie específica. En algunos casos, se agregan sustancias higroscópicas tales como cloruro de cinc y/o ácido fosfórico o sulfato sódico antes de la destilación o activación destructiva para aumentar la capacidad de adsorción. Preferiblemente, el contenido de carbono del soporte de carbono oscila entre cerca del 10% en el caso del carbón de palo de huesos hasta cerca del 98% en el caso de algunos carbones de leña y de aproximadamente el 100% en el caso de carbonos activados derivados de polímeros orgánicos. La materia no carbonácea en materiales de carbono activado disponibles en el comercio variará, dependiendo de factores tales como el origen del precursor, el procesamiento y el método de activación. Muchos soportes de carbono disponibles en el mercado contienen pequeñas cantidades de metales. Los soportes de carbono que tienen menos grupos funcionales con contenido de oxígeno en sus superficies son los más preferidos. La forma de soporte utilizada en los reactores de lecho fijo puede variar considerablemente. Por ejemplo, el soporte puede ser en la forma de pastillas. Típicamente, dichas pastillas tienen un tamaño de partícula que va de cerca de 1 mm a cerca de 10 mm. En otra modalidad, el soporte de carbono se encuentra en la forma de soporte monolítico. Los soportes monolíticos adecuados pueden tener una amplia variedad de formas. Por ejemplo, puede haber un soporte monolítico en ia forma de un impulsor de reactor. Aún más preferiblemente, dicho soporte también puede estar en la forma, por ejemplo, de pantalla o panales con canales paralelos a través de los cuales se pasa la mezcla de alimentación. La Fig. 1 muestra un ejemplo de una sección transversal de soporte de panal. Si bien las secciones transversales de los canales en el soporte de panal de la Fig. 1 tienen forma hexagonal, un soporte de panal según lo definido aquí puede, alternativamente (o adiclonalmente), abarcar canales con otras formas de sección transversal (ej.: circular, ovalada, cuadrada, triangular, rectangular, etc.). Los canales del soporte de panal son, preferiblemente, rectos y/o con una sección transversal lo suficientemente grande como para no obstruirse con una suspensión que contenga sustrato de ácido N-(fosfonometil)imlnodiacético sólido. Alternativamente, los canales de caudal en un soporte monolítico pueden ser irregulares y sin un sentido de caudal uniforme (como por ejemplo, una red aleatoria de canales de caudal de interconexión). En una modalidad de especial preferencia, el soporte se halla en la forma de partículas. Debido a que éstos son los preferidos, prácticamente todo el tratamiento que sigue se centra en modalidades que usan un soporte de partículas. Ha de reconocerse, sin embargo, que este invento no se limita al uso de soportes de partículas. Los soportes de partículas adecuados pueden tener una amplia variedad de formas. Por ejemplo, dichos soportes pueden estar en la forma de granulos. Aún más preferiblemente, el soporte se halla en la forma de polvo. Estos soportes de partículas pueden utilizarse en un sistema de reactores como partículas libres o, alternativamente, estar unidos a una estructura en el sistema de reactores, como por ejemplo, una pantalla o impulsor. Típicamente, un soporte en la forma de partículas abarca una distribución de tamaño grande de partículas. En el caso de los polvos, preferiblemente por lo menos aproximadamente el 95% de las partículas tienen un tamaño máximo comprendido entre cerca de 2 y cerca de 300 µm; más preferiblemente de, por lo menos, cerca del 98% de las partículas tienen un tamaño máximo que va entre cerca de 2 y cerca de 200 µm y, más preferiblemente, cerca del 99% de las partículas tienen un tamaño máximo comprendido entre cerca de 2 y cerca de 150 µm siendo, aproximadamente el 95% de las partículas, de un tamaño máximo comprendido entre cerca de 3 y cerca de 100 µm. Las partículas con un tamaño máximo que excede de cerca de 200 µm tienden a fracturarse en partículas superfinas (es decir, de un tamaño máximo inferior a los 2 µm); por lo que resultan difíciles de recuperar. El área de superficie específica del soporte de carbono, medido por el método de BET (Brunauer-Emmett-Teller) empleando N2, se encuentra preferiblemente entre cerca de 10 y cerca de 3,000 m2/g (área de superficie del soporte de carbono por gramo de soporte de carbono), más preferiblemente de cerca de 500 a cerca de 2,100 m2/g, y aún más preferiblemente de aproximadamente 750 a alrededor de 1 ,750 m2/g. El volumen de poros del soporte puede variar ampliamente. Mediante el método de medición descrito en el Ejemplo 1 , el volumen de poros preferiblemente va de cerca de 0.1 a cerca de 2.5 ml/g (volumen de poros por gramo de catalizador), más preferiblemente de cerca de 0.2 a cerca de 2.0 ml/g, y más preferiblemente de cerca de 0.4 a cerca de 1.7 ml/g. Los catalizadores que contienen soportes con volúmenes de poros de más de cerca de 2.5 ml/g tienden a fracturarse con facilidad. Por otro lado, los catalizadores que contienen soportes con volúmenes de poros de menos de 0.1 ml/g tienden a tener áreas de superficie pequeñas y, por lo tanto, poca actividad. Los soportes de carbono para uso en la presente invención están comercialmente disponibles en un número de fuentes. A continuación, se ofrece una lista de algunos de los carbonos activados que pueden usarse con este invento: Darco G-60 Spec y Darco X (ICI-America, Wilmington, DE); Norit SG Extra, Norit EN4, Norlt EXW, Norit A, Norit Ultra-C, Norit ACX y Norit 4 X 14 malla (Amer. Norit Co., Inc., Jacksonville, FL); GI-9615, VG-8408, VG--590, NB-9377, XZ, NW y W (Bamebey-Cheney, Columbus, OH); BL Pulv., PWA Pulv., Calgon C 450, y PCB Fines (Carbono Activado de Pittsburgh, Div. de Calgon Coforation, Pittsburgh, PA); P-100 (No. Amer. Carbón, Inc., Columbus, OH); Nuchar CN, Nuchar C-1000 N, Nuchar C-190 A, Nuchar C-1 15 A y Nuchar SA-30 (Westvaco Cof., Departamento de Carbonos, Covington, Virginia); Código 1551 (Baker and Adamson, División de Allied Amer. Norit Co., Inc., Jacksonville, FL); Grado 235, Grado 337, Grado 517 Y Grado 256 (Witco Chemical Corp., División Carbonos Activados, Nueva York, NY); y Columbia SXAC (Union Carbide Nueva York, NY). Preferiblemente, el soporte de carbono tiene uno o más metales nobles en su superficie. Preferiblemente, el(los) metal(es) noble(s) se selecciona(n) del grupo que consiste de platino (Pt), paladio (Pd), rutenio (Ru), rodio (Rh), iridio (fr), plata (Ag), osmio (Os) y oro (Au). En general, se prefieren más el platino y el paladio, siendo el platino el más preferido. Debido a que el platino es, actualmente, el metal noble más preferido, el siguiente debate estará dirigido principalmente a modalidades que usen platino. Se entenderá, sin embargo, que el mismo debate se aplica generalmente a otros metales nobles y a combinaciones de éstos. Asimismo, se entenderá que el término metal noble empleado aquí significa el metal noble en estado elemental, como así también el metal noble en cualquiera de sus diversos estados de oxidación.

La concentración del metal noble depositado en la superficie del soporte de carbono puede variar dentro de límites amplios. Preferiblemente, oscila entre cerca de 0.5 y cerca de 20 % por peso ([masa de metal noble X? masa total de catalizador] x 100%), más preferiblemente de cerca de 2.5 a cerca de 10% por peso, y más preferiblemente de cerca del 3 a cerca de 7.5 % por peso. En caso de emplearse concentraciones de menos de 0.5% por peso durante la reacción por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, tiende a haber menos formaldehído oxidado y, por lo tanto, una mayor cantidad de N-metil-N-(fosfonometll)gllc¡na reducida; con lo cual disminuye el rendimiento de la N-( fosfonometil)glicina. Por otro lado, a concentraciones de más de cerca del 20% por peso, tienden a formarse capas y grupos de metal noble. Así, hay menos átomos de metal noble en la superficie por cantidad total de metal noble usado; lo cual tiende a reducir la actividad del catalizador y constituye un uso no económico del metal noble costoso. La dispersión del metal noble en la superficie del soporte de carbono es, preferiblemente, tal que la concentración de átomos de metal noble en la superficie oscila entre cerca de 10 y cerca de 400 µmol/g (¡¿mol de átomos de metal noble en la superficie por gramo de catalizador), más preferiblemente, de cerca de 10 a cerca de 150 µmol/g, y con máxima preferencia, de cerca de 15 a cerca de 100 µmol/g. Ello puede determinarse, por ejemplo, por medición de la adsorción química del H2 o CO usando un Mieromeritics ASAP 201 OC (Micromeritics, Norcross, GA) o un Aitamira AMI100 (Zeton Aitamira, Pittsburgh, PA). Preferiblemente, el metal noble se encuentra en la superficie del soporte de carbono en la forma de partículas de metal. Por lo menos cerca del 90% (densidad de número) de las partículas de metal noble en la superficie del soporte de carbono tienen, preferiblemente, un tamaño máximo comprendido entre cerca de 0.5 y cerca de 35 nm, más preferiblemente, un tamaño máximo comprendido entre cerca de 1 y cerca de 20 nm y, con mayor preferencia, un tamaño máximo comprendido entre cerca de 1.5 y cerca de 10 nm. En una modalidad particularmente preferida, por lo menos aproximadamente el 80% de las partículas de metal noble en la superficie del soporte de carbono tienen un tamaño máximo comprendido entre cerca de 1 y cerca de 15 nm, más preferiblemente, un tamaño máximo de entre cerca de 1.5 y cerca de 10 nm, con mayor preferencia, un tamaño máximo comprendido entre cerca de 1.5 y cerca de 7 nm. Si las partículas de metal noble son demasiado pequeñas, tiende a haber un mayor grado de lixiviación cuando se usa el catalizador en un entorno que tiende a soiubilizar metales nobles, según es el caso cuando se oxida el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar N-(fosfonometil)glicina. Por otro lado, a medida que aumenta el tamaño de las partículas, tiende a haber menos átomos en la superficie de metal noble por cantidad total de metal noble utilizado. Según se comentó anteriormente, esto tiende a disminuir la actividad del catalizador y también constituye un uso no económico del metal noble costoso. Además del metal noble puede haber, por lo menos, un promotor en la superficie del soporte de carbono. Según se definió aquí, un promotor es un metal que tiende a aumentar la selectividad, actividad y/o estabilidad del catalizador. Asimismo, un promotor puede reducir la lixiviación del metal noble. Si bien, por lo general, el promotor se deposita en la superficie del soporte de carbono en un paso de deposición del promotor, el soporte de carbono en sí puede también (o alternativamente) contener naturalmente un promotor. Un promotor depositado o que existe naturalmente en la superficie del catalizador antes de que la superficie del soporte de carbono quede finalmente reducida (según se describe a continuación) se refiere en el presente como un promotor de superficie-catalizador. El promotor de superficie-catalizador puede, por ejemplo, ser otro(s) metal(es) nobie(s) en la superficie del soporte de carbono. Por ejemplo, dependiendo de la aplicación, el rutenio y el paladio pueden actuar como promotores de superficie-catalizadores sobre un catalizador que contenga platino depositado en una superficie de soporte de carbono. El (los) promotor(es) de superficie-catalizador(es) puede(n), por ejemplo, ser un metal seleccionado del grupo que consiste en estaño (Sn), cadmio (Cd), magesio (Mg), manganeso (Mn), níquel (Ni), aluminio (Al), cobalto (Co), bismuto (Bi), Plomo (Pb), titanio (Ti), antimonio (Sb), selenio (Se), hierro (Fe), renio (Re), zinc (Zn), cerio (Ce), zirconio (Zr), telurio (Te) y germanjo (Ge).

Preferiblemente, el promotor de superficie-catalizador se selecciona de un grupo que consiste de bismuto, hierro, estaño, telurio y titanio. En una modalidad preferida, particularmente, el promotor de superficie-catalizador es estaño. En otra modalidad particularmente preferida, el promotor de superficie-catalizador es hierro. En una modalidad preferida adicional, el promotor de superficie-catalizador es titanio. En otra modalidad preferida particularmente, el catalizador abarca tanto hierro como estaño en su superficie. El uso de hierro, estaño o de ambos generalmente (1 ) reduce la lixiviación del metal noble de un catalizador usado durante varios ciclos; y (2) tiende a aumentar y/o a mantener la actividad del catalizador cuando éste se usa para dar efecto a la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Generalmente, los catalizadores que contienen hierro son los más preferidos porque tienden a tener máxima actividad y estabilidad respecto de la oxidación por formaldehído y ácido fórmico. En una modalidad preferida, el promotor de superficie-catalizador se oxida más fácilmente que el metal noble (en casos donde el promotor de superficie-catalizador es un metal noble también, el metal noble del promotor de superficie catalizador se oxida, preferiblemente, con más facilidad que el metal noble que no es promotor. Un promotor se oxida más fácilmente sí tiene un potencial de primera ionización inferior al del metal noble. Los potenciales de primera ionización de los elementos son ampliamente conocidos en la técnica y pueden hallarse en el CRC Handbook of Chemistrv and Physics (Manual de Química y Física de CRC) (CRC Press, Inc., Boca Ratón, Florida).

La cantidad de promotor de superficie-catalizador en la superficie del soporte de carbono (esté asociado a la superficie de carbono en sí, al metal o a una combinación de ello) puede variar dentro de limites amplios dependiendo de, por ejemplo, el(los) metal(es) noble(s) y el (los) promotor(es) de superficie-catalizador(es) utiiizado(s). Típicamente, el porcentaje de peso del promotor de superficie-catalizador es de, por lo menos, cerca de 0.05% ([masa del promotor de superficie-catalizador -s- masa total del catalizador] X 100%). El por ciento del peso correspondiente al promotor de superficie-catalizador, preferiblemente, está comprendido entre cerca de 0.05 y cerca del 10%, más preferiblemente entre cerca de 0.1 y cerca del 10%, aún más preferiblemente entre cerca de 0,1 y cerca del 2% y, con mayor preferencia, entre cerca de 0.2 y cerca de 1.5%. Cuando el promotor de superficie-catalizador es estaño, el porcentaje de peso más preferiblemente se halla entre cerca de 0.5 y cerca del 1.5%. Los porcentajes de peso del promotor de superficie-catalizador inferiores al 0.05%, por lo general, no promueven la actividad del catalizador durante un periodo de tiempo prolongado. Por otro lado, los por cientos de peso superiores a aproximadamente el 10% tienden a disminuir la actividad del catalizador. La relación molar del metal noble respecto del promotor de superficie- catalizador (y, en casos en que el promotor de superficie-catalizador es, además, un metal noble, la relación molar del metal noble del no promotor respecto del metal noble del promotor de superficie-catalizador) también puede variar ampliamente dependiendo de, por ejemplo, el(los) metal(es) noble(s) y el(los) promotores) de superficie utilizado(s). Preferiblemente, ia relación está comprendida entre cerca de 1000:1 y cerca de 0.01:1 ; más preferiblemente, de entre 150:1 y cerca de 0.05:1; aún más preferiblemente, entre cerca de 50:1 y cerca de 0.05:1 ; y con mayor preferencia, entre cerca de 10:1 y cerca de 0.05:1. Por ejemplo, un catalizador que contiene platino e hierro tendrá, preferiblemente, una relación molar del platino respecto del hierro de aproximadamente 3:1. En una modalidad particularmente preferida de este invento, el metal noble (por ej.: Pt) es aleado con, por lo menos, un promotor de superficie-catalizador (por ej.: Sn, Fe o ambos) para formar partículas de metal aleado (y, en casos en que el promotor de superficie-catalizador sea, también, un metal noble, el metal noble del que no es promotor, preferiblemente, es aleado con el metal noble del promotor de superficie-catalizador). Un catalizador con un metal noble aleado con, por lo menos, un promotor de superficie-catalizador tiende a tener todas las ventajas comentadas anteriormente, respecto de catalizadores con un promotor de superficie-catalizador en general. Los catalizadores con un metal noble aleado con, por lo menos, un promotor de superficie-catalizador, también tienden a exhibir mayor resistencia a lixiviación del promotor de superficie-catalizador y más estabilidad entre un ciclo y otro respecto de la oxidación por oxidación de formaldehído y ácido fórmico (véase, a modo de ejemplo, el 17). El término aleación abarca cualquier partícula de metal que tiene un metal noble y, por lo menos, un promotor de superficie-catalizador, independientemente de la manera precisa en la cual los átomos del metal noble y del promotor de superficie-catalizador están dispuestos dentro de la partícula (aunque, por lo general, es preferible tener una porción de los átomos del metal noble en la superficie de la partícula de metal aleado). La aleación puede ser, por ejemplo, alguna de las siguientes: 1. Un compuesto intermetálico. Un compuesto intermetálico es aquél que contiene un metal noble y un promotor (ej.: Pt3Sn). 2. Una aleación sustitucional. Una aleación sustitucional tiene una fase única y continua, independientemente de las concentraciones de átomos del metal noble y promotor. Típicamente, una aleación sustitucional contiene átomos del metal noble y promotor de tamaño similar (ej.: platino y plata o platino y paladio). Las aleaciones sustitucionales también se conocen como aleaciones monofásicas. 3. Aleación multifásica. Una aleación multifásica es aquélla que contiene, por lo menos, dos fases discretas. Dicha aleación puede contener, por ejemplo, Pt3Sn en una fase y estaño disuelto en platino en otra fase por separado. 4. Aleación segregada. Una aleación segregada es una partícula de metal donde la estequiometria de partículas varia con la distancia desde la superficie de la partícula de metal. 5. Aleación intersticial. Una aleación intersticial es una partícula de metal donde los átomos del metal noble y del promotor se combinan con los átomos no de metal, como por ejemplo boro, carbono, silicio, nitrógeno, fósforo, etc. Preferiblemente, por lo menos cerca del 80% (densidad por número) de las partículas de metal aleado tienen un tamaño máximo comprendido entre cerca de 0.5 y cerca de 35 nm, más preferiblemente, entre cerca de 1 y cerca de 30 nm, todavía más preferiblemente, de cerca de 1 a cerca de 15 nm y, con mayor preferencia, entre cerca de 1.5 y cerca de 7 nm. Las partículas de metal aleado no tienen por qué tener una composición uniforme; las composiciones pueden variar entre partículas, o incluso dentro de las mismas partículas. Además, el catalizador puede contener también partículas de metal noble solo o del promotor de superficie-catalizador solamente. No obstante lo antedicho, es preferible que la composición de las partículas de metal sea sustancialmente uniforme de una partícula a otra y dentro de cada partícula, y que se aproveche al máximo el número de átomos de metal noble en contacto íntimo con los átomos del promotor de superficie-catalizador. También se prefiere, aunque no es esencial, que la mayoría de los átomos de metal noble estén aleados con un promotor de superficie-catalizador, y más preferiblemente que, en esencia, todos los átomos del metal noble estén aleados con el promotor de superficie-catalizador. Asimismo se prefiere, aunque no es esencial, que ias partículas del metal aleado estén uniformemente distribuidas en la superficie del soporte de carbono. independientemente de sí el promotor de superficie-catalizador está aleado o no al metal noble, se cree actualmente que el promotor de superficie-catalizador tiende a oxidarse si el catalizador está expuesto a un oxidante durante un tiempo. Por ejemplo, un promotor de superficie-catalizador elemental de estaño tiende a oxidarse para formar Sn(ll)0, y Sn(II)O tiende a oxidarse para formar Sn(IV)02. Esta oxidación puede ocurrir, por ejemplo, si el catalizador está expuesto al aire durante, aproximadamente, más de 1 hora. Si bien no se ha observado que la oxidación de dicho promotor de superficie-catalizador tenga un efecto perjudicial significativo sobre la lixiviación del metal noble, el sinterizado del metal noble, la actividad del catalizador o la estabilidad de éste, sí dificulta el análisis de la concentración de grupos funcionales perjudiciales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono. Por ejemplo, según se comentó anteriormente, puede determinarse la concentración de grupos funcionales perjudiciales con contenido de oxigeno (por ejemplo, grupos funcionales con contenido de oxigeno que reducen la resistencia del metal noble a lixiviación y sinterizado y que reducen la actividad del catalizador) midiendo (por ejemplo con TGA-MS) la cantidad de CO que produce se desorbe del catalizador a altas temperaturas en una atmósfera de gas inerte. Sin embargo, se considera actualmente que cuando un promotor de superficie- catalizador oxidado está presente en la superficie, los átomos de oxígeno del promotor de superficie-catalizador oxidado tienden a reaccionar con los átomos de carbono del soporte a altas temperaturas en una atmósfera de gas inerte para producir CO; por lo que crean la ilusión de que hay más grupos funcionales perjudiciales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de los que realmente existen. Dichos átomos de oxígeno de un promotor de superficie-catalizador oxidado también pueden interferir en la obtención de una predicción confiable de lixiviación de metal noble, sinterizado de metal noble y actividad del catalizador a partir de la simple medición (a través, por ejemplo, de espectroscopia de rayos X con fotoelectrones) de átomos de oxigeno en la superficie del catalizador. Así, cuando el catalizador contiene, por lo menos, un promotor de superficie-catalizador expuesto a un oxidante y que, por lo tanto, ha sido oxidado (por ejemplo, cuando el catalizador ha estado expuesto al aire durante más de, aproximadamente, 1 hora), se prefiere que el promotor de superficie-catalizador quede primero sustancialmente reducido (y así se remuevan los átomos de oxigeno del promotor de superficie-catalizador oxidado de la superficie del catalizador) antes de intentar medir la cantidad de grupos funcionales perjudiciales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono. Esta reducción se logra, preferiblemente, por calentamiento del catalizador a una temperatura de 500°C durante 1 hora en una atmósfera que consiste, esencialmente, de H2. La medición de grupos funcionales perjudiciales con contenido de oxígeno en la superficie se realiza preferiblemente: (a) Después de esta reducción; y (b) Antes de exponer la superficie a un oxidante después de la reducción. Más preferiblemente, la medición se toma inmediatamente después de la reducción.

La concentración preferida de partículas de metal en la superficie del soporte de carbono depende, por ejemplo, del tamaño de las partículas metálicas, del área de superficie específica del soporte de carbono y de la concentración de metal noble en el catalizador. En la actualidad se cree que, en general, la concentración preferida de partículas de metal está comprendida, aproximadamente, entre cerca de 3 y cerca de 1 ,500 partículas/ µm2 (es decir, número de partículas de metal por µm2 de superficie del soporte de carbono), particularmente donde: (a) Por lo menos cerca del 80% (densidad por número) de las partículas de metal tienen un tamaño máximo comprendido entre cerca de 1.5 y cerca de 7 nm; (b) El soporte de carbono tiene un área de superficie específica comprendida entre cerca de 750 y cerca de 2100 m2/g (es decir, m2 de superficie del soporte de carbono por gramo de soporte de carbono); y (c) La concentración de metal noble en la superficie del soporte de carbono está comprendida entre cerca de 1 y cerca de 10 % por peso ([masa de metal noble -*- masa total del catalizador] x 100%). En modalidades más preferidas, se desean alcances de valores más estrechos de concentraciones de partículas de metal y concentraciones de metal noble. En una de dichas modalidades, la concentración de partículas de metal está comprendida entre cerca de 15 y cerca de 800 partículas/µm2, y la concentración de metal noble en la superficie del soporte de carbono está comprendida entre cerca de 2 y cerca de 10% por peso. En una modalidad incluso más preferida, la concentración de partículas de metal está comprendida entre cerca de 15 y cerca de 600 partículas/µm2 y la concentración de metal noble en la superficie del soporte de carbono está comprendida entre cerca de 2 y cerca de 7.5 % por peso. En la modalidad más preferida, la concentración de partículas de metal está comprendida entre cerca de 15 y cerca de 400 partículas/µm2 y la concentración de metal noble en la superficie del soporte de carbono es de aproximadamente 5% por peso. La concentración de partículas de metal en la superficie del soporte de carbono puede medirse utilizando métodos conocidos en la técnica. Preferiblemente, la superficie del soporte de carbono está desoxigenada antes de depositar el metal noble sobre ella. Se prefiere desoxigenar la superficie mediante un tratamiento de desoxigenación a altas temperaturas. Dicho tratamiento puede ser un esquema de un solo paso o de múltiples pasos que, en cualquier caso, dará como resultado una reducción general química de los grupos funcionales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono. En un tratamiento de desoxigenación de dos pasos a altas temperaturas, el soporte de carbono, preferiblemente, se trata primero con un agente oxidante de fase liquida o gaseosa para convertir las funcionalidades con contenido de oxígeno en estados de oxidación relativamente más bajos (por ejemplo, cetonas, aldehidos y alcoholes) en funcionalidades en estado de oxidación relativamente más altos (como por ejemplo, ácidos carboxílicos) que son más fáciles de dividir desde la superficie del catalizador a altas temperaturas. Entre los agentes oxidantes de fase líquida representativos, cabe mencionar: ácido nítrico, H2O2, ácido crómico e hipoclorito, con un ácido nítrico concentrado que contiene entre cerca de 10 y cerca de 80 gramos de HN03 cada 100 gramos de la solución acuosa preferida. Entre los oxidantes gaseosos representativos, cabe mencionar: el oxígeno molecular, ozono, dióxido de nitrógeno y vapores de ácido nítrico. Los vapores de ácido nítrico son el agente oxidante preferido. Con un oxidante liquido, son apropiadas temperaturas de entre cerca de 60 y cerca de 90°C; sin embargo, con los oxidantes gaseosos, con frecuencia resulta ventajoso emplear temperaturas comprendidas entre 50 y cerca de 500°C, o incluso superiores. El tiempo durante el cual se trata al carbono con oxidante puede variar ampliamente de cerca de 5 minutos a, aproximadamente, 10 horas. Preferiblemente, el tiempo de reacción está comprendido entre cerca de 30 minutos y cerca de 6 horas. Los resultados experimentales indican que la carga de carbono, temperatura, concentración de oxidante, etc., en el primer paso del tratamiento no son precisamente críticas para lograr la oxidación deseada del material de carbono y, así, pueden estar regidas por conveniencia sobre una amplia gama. Por razones económicas, se prefiere la máxima carga de carbono posible. En el segundo paso se realiza la pirólisis (es decir, calentamiento) del soporte de carbono oxidado a una temperatura comprendida, preferiblemente, entre cerca de 500 y cerca de 1500°C, y más preferiblemente de cerca de 600 a cerca de 1 ,200°C, en un entorno de nitrógeno, argón, helio u otro no oxidante (por ejempio, un entorno que, en esencia, no tenga oxígeno) para eliminar los grupos funcionales con contenido de oxigeno de la superficie de carbono. A temperaturas superiores a los 500°C, puede utilizarse un entorno que contenga una pequeña cantidad de amoniaco (o cualquier otra entidad química que genere NH3 durante la pirólisis), vapor o dióxido de carbono que ayude en la pirólisis. Sin embargo, a medida que se va enfriando la temperatura del soporte de carbono a temperaturas inferiores a los 500°C, la presencia de gases con contenido de oxigeno tales como vapor o dióxido de carbono puede llevar a la reformación de óxidos de superficie; por lo tanto, es preferible evitarla. En consecuencia, la pirólisis se realiza, preferiblemente, en una atmósfera no oxidante (por ej.: nitrógeno, argón o helio). En una modalidad, la atmósfera no oxidante contiene amoniaco; lo cual tiende a producir un catalizador más activo en un periodo más breve, en comparación con la pirólisis en las demás atmósferas. La pirólisis puede lograrse, por ejemplo, usando un horno rotativo, un reactor de lecho fluldizado o un horno convencional. Por lo general, el soporte de carbono es sometido a pirólisis durante un periodo comprendido entre cerca de 5 minutos y cerca de 60 horas, preferiblemente, cerca de 10 minutos y cerca de 6 horas. Se prefieren periodos más breves debido a que la exposición prolongada del carbono a temperaturas elevadas tiende a reducir la actividad del catalizador. Sin estar atado a ninguna teoría en particular, se cree en la actualidad que el calentamiento prolongado a temperaturas pirolíticas favorece la formación de grafito, que es una forma menos preferida de soporte de carbono porque, normalmente, tiene un área de superficie menor. Según se comentó anteriormente, típicamente puede producirse un catalizador más activo en un periodo más breve utilizando una atmósfera que contenga amoníaco. En una modalidad preferida de este invento, la desoxigenación a altas temperaturas se realiza en un paso. Este tratamiento de un paso puede consistir, sencillamente, en realizar el paso de pirólisis del tratamiento de desoxigenación a altas temperaturas en dos pasos que se comentó anteriormente. Sin embargo, más preferiblemente, el tratamiento en un solo paso consiste en realizar la pirólisis del soporte de carbono según se describió anteriormente, mientras pasa simultáneamente una corriente de gases que contiene N2, NH3 (o alguna otra entidad química que generará NH3 durante la pirólisis) y vapor sobre el carbono. Si bien no es ésta una función critica de este invento, la velocidad de flujo de la corriente de gas es, preferiblemente, lo suficientemente rápida como para lograr el contacto adecuado entre los reactivos de gas nuevos y ia superficie de carbono, aunque lo suficientemente lentos como para prevenir el exceso de pérdida de peso del carbono y gasto de material. Puede usarse como diluyente un gas no reactivo para prevenir la pérdida de peso severo del carbono. Los métodos empleados para depositar el metal noble sobre la superficie del soporte de carbono son, por lo general, conocidos en la técnica e incluyen métodos de fase líquida tales como técnicas de deposición por reacción (por ej.: deposición por reducción de compuestos de metal noble y deposición vía hidrólisis de compuestos del metal noble), técnicas de intercambio de iones, impregnación excesiva de la solución e impregnación incipiente de humectación; métodos de fase de vapor tales como deposición física y química; precipitación; deposición electroquímica y deposición sin electrodos. Véase, en general, Cameron, D.S., Cooper, S.J., Dodgson, I.L., Harrison, B. y Jenkins, J.W. "Carbons as Supports for Precious Metal Catalysts" (Los carbonos como soportes de catalizadores de metales preciosos), Catalvsis Todav. 7, 113-137 (1990). Los catalizadores que contienen metales nobles en la superficie de un soporte de carbono también están disponibles en el mercado, como por ejemplo, Catálogo de Aldrich No. 20,593-1 , 5% platino sobre carbono activado (Aldrich Chemical Co., Inc., Milwaukee, Wl); Catálogo de Aldrich No 20.568-0, 5% paiadio sobre carbono activado. Preferiblemente, el metal noble se deposita a través de una técnica de deposición reactiva que implica entrar en contacto con el soporte de carbono con una solución que contenga una sal del metal noble, para luego hidrolizar la sal. El ácido hexacloroplatinico (H2PtCI6) constituye un ejemplo de una sal de platino adecuada y relativamente económica. En el Ejemplo 3 se ilustra el uso de esta sal para depositar el platino sobre un soporte de carbono por deposición hidrolítica. En una modalidad de esta invención, el metal noble se deposita sobre la superficie del soporte de carbono utilizando una solución que contiene una sal de un metal noble en uno de sus estados de oxidación más reducidos. Por ejemplo, en lugar de usar una sal de Pt(IV) (como por ejemplo, H2PtCI6), se emplea una sal de Pt(ll). En otra modalidad se usa el platino en su estado elemental (como por ejemplo, platino coloidal). El uso de estos precursores de metal más reducidos produce menos oxidación del soporte de carbono y, por lo tanto, se forman menos grupos funcionales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte, mientras el metal noble se deposita sobre la superficie. Una ejemplo de una sal de Pt(ll) es K2PtCI4. Otra sal de Pt(ll) potencialmente útil es el platino de diaminodinitrito (II). En el Ejemplo 11 se muestra que el uso de esta sal para depositar el metal noble produce un catalizador más resistente a la lixiviación que un catalizador preparado empleando H2 CI6 como precursor del metal. Sin estar atado a ninguna teoría en particular, se cree que esto es debido al hecho de que el platino de diaminodinitrito(ll) genera amoníaco ¡n-situ durante la reducción que promueve, además, la eliminación de los grupos funcionales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono. Sin embargo, este beneficio debe sopesarse contra un posible peligro de explosión asociado al uso del platino de diaminodinitrito(il). Un(algunos) promotor(es) de superficie-catalizador(es) puede(n) depositarse sobre la superficie del soporte de carbono antes, simultáneamente con, o después de la deposición del metal noble sobre la superficie. Los métodos empleados para depositar un promotor sobre la superficie del soporte de carbono son, por lo general, conocidos en la técnica, e incluyen los mismos métodos que se usan para depositar un metal noble comentado anteriormente. En una modalidad se emplea una solución salina con promotor para depositar el promotor de superficie-catalizador.

Bi(N03)3-5H2? es una sal adecuada que puede utilizarse para depositar bismuto; FeCI3.6H2O es una sal adecuada que puede usarse para depositar hierro y SnCI2.2H2O es una sal adecuada que puede emplearse para depositar estaño. Ha de reconocerse que puede depositarse sobre la superficie del soporte de carbono más de un promotor de superficie-catalizador. Los Ejemplos 13, 14, 15 y 17 muestran cómo se deposita un promotor sobre una superficie de carbono con una solución salina que contiene un promotor. El Ejemplo 18 muestra cómo se deposita más de un promotor (ej.: hierro y estaño) sobre una superficie de carbono utilizando soluciones salinas que contienen ios promotores. Según se especificó anteriormente, se prefiere particularmente un catalizador que contenga un metal noble aleado con, por lo menos, un promotor de superficie- catalizador. Existe una variedad de posibles técnicas de preparación conocidas en la técnica que pueden emplearse para formar una aleación de metales múltiples en las superficies de soporte. Véase, por ejemplo, V. Ponec & G.C. Bond, Catalysis by Metals and Alloys (Catálisis por metales v aleaciones). "Studies in Surface Science and Catalysis", (Estudios en Ciencia de Superficies y Catálisis), Vol. 95 (B. Delmon. & J.T. Yates, advlsory eds., Elsevier Science B.V., Amsterdam, Holanda). En una de las modalidades más preferidas, se emplea la deposición reactiva para formar partículas de metal que contengan un metal noble aleado con un promotor de superficie-catalizador. La deposición reactiva puede abarcar, por ejemplo, la deposición reductiva donde una superficie de un soporte de carbono entra en contacto con una solución que contiene: (a) Un agente reductor; y (b) (i) Un compuesto que contiene el metal noble y uno que contiene al promotor; o bien (ii) Un compuesto que contiene tanto el metal noble como el promotor. Pueden utilizarse una amplia gama de agentes reductores, tales como hidruro de boro sódico, formaldehído, ácido fórmico, formato sódico, hidrocloruro de hidrazina, hidroxiamina y ácido hipofosfórico. Entre los compuestos que contienen un metal noble y/o un promotor, se incluyen los siguientes: 1.Compuestos de haluro. A saber, por ejemplo, H?PtClß, I^PtCU, Pt2Br62-, K2PdCI4, AuCI4, RuCI3, RhCI3.3H20, K2RuCI6, FeCI3.6H2O, (SnCI3)1", SnCI4, ReCI6, FeCI2 y TiCI4. 2. Compuestos de óxido y oxicloruros. A saber, por ejemplo, Ru042" y M2Sn04. 3. Compuestos de nitrato. A saber, por ejemplo, Fe(NO3)3- 4. Complejos de aminas. A saber, por ejemplo, [Pt(NH3)4]CI2, Pd(NH3)4]CI2, Pt(NH3)2CI2, Pt(NH3)4]PtCl4, Pd(NH2CH2CH2NH2)Cl2, Pt(NH2CH2CH2NH2)2Cl2 y [Ru(NH3)5CI]CI2. 5. Complejos de fosfinas. A saber, por ejemplo, Pt(P(CH3)3)2CI2; lrCICO(P(C6H5)3)2; PtCIH(PR3)2, donde cada R es, independientemente, un hidrocarbilo, como por ejemplo, metilo, etilo, propilo, fenilo, etc. 6. Complejos organometálicos. A saber, por ejemplo, Pt2(C3H6)2Cl4; Pd2(C2H4)2CÍ4; Pt(CH3COO)2, Pd(CH3COO)2; K[Sn(HCOO)3]; Fe(CO)5; Fe3(CO)12; Fe4(CO)16; Sn3(CH3)4 y Tl(OR)4> donde cada R es, independientemente, un hidrocarbilo, como por ejemplo metilo, etilo, propilo, fenilo, etc. 7. Complejos de metales nobles/promotores. A saber, por ejemplo, Pt3(SnCI3)2(C5H12)3 y [Pt(SnCI3)5]3". En una modalidad preferida particularmente, se emplean reacciones por hidrólisis para depositar un metal noble aleado con un promotor de superficie- catalizador. En este caso, se forman ligandos que contienen el metal noble y el promotor, para luego hidrolizarse y formar agrupamientos de óxido de metal e hidróxido de metal bien mezclados en la superficie del soporte de carbono. Los ligandos pueden formarse, por ejemplo, al entrar en contacto con la superficie del soporte con una solución que contiene: (a) Un compuesto que contiene el metal noble y un compuesto que contiene el promotor; o (b) Un compuesto que contiene tanto el metal noble como el promotor. Se listan más arriba los compuestos adecuados que contienen un metal noble y/o un promotor, respecto de la deposición reductiva. La hidrólisis de los ligandos puede lograrse, por ejemplo, por calentamiento (ej. a una temperatura de, por lo menos, cerca de 60°C) de la mezcla. El ejemplo 17 muestra, además, el uso de reacciones por hidrólisis para depositar un metal noble (como por ejemplo, platino) aleado con un promotor de superficie-catalizador (como por ejemplo, hierro). Además de las técnicas de deposición reactivas descritas anteriormente, existen muchas otras técnicas que pueden utilizarse para formar la aleación, a saber: 1. Formación de la aleación introduciendo compuestos de metal (que pueden ser simples o complejos, y covalentes o ¡ónicos) en la superficie del soporte vía impregnación, adsorción de una solución y/o intercambio de iones. 2. Formación de la aleación por co-deposición en vacío de vapores de metales que contengan el metal noble y el promotor sobre la superficie. 3. Formación de la aleación depositando uno o varios metales sobre un metal previamente depositado perteneciente al Grupo 8, 9 ó 10 de la Tabla Periódica de Elementos (es decir, Fe, Co, Ni, Ru, Rh, Pd, Os, Ir, y Pt) vía, por ejemplo, depósito electrolítico o sin electrodos. 4. Formación de la aleación por: (a) Depósito de complejos de metal que contengan metales en estado de valencia cero por ejemplo: complejos de carbonilo, pi-alilo o ciclopentadienilo del metal noble y del promotor) en la superficie del soporte de carbono; y (b) Eliminar los ligandos, por ejemplo, por calentamiento o reducción para formar las partículas de aleación en ia superficie. 5. Formación de ia aleación entrando en contacto con una solución que contenga un compuesto de metal (como por ejemplo, un cloruro de metal o un compuesto de metal de alquilo), con un hidruro de metal previamente depositado que contenga un metal perteneciente al Grupo 8, 9 ó 10 de la Tabla Periódica de Elementos. 6. Formación de la aleación por co-depósito, ya sea simultánea o secuencialmente, de complejos de metal (preformados o formados in-situ) que contengan el(los) metal(es) noble(s) y el(los) promotor(es) en la superficie del soporte de carbono. 7. Formación de la aleación por preformación de partículas de aleación como coloides o aerosoles y, después, depositando las partículas de aleación preformadas en la superficie del soporte de carbono. A modo de ilustración, pueden formarse fácilmente partículas coloidales que contengan platino e hierro por ebullición de una solución diluida de H2PtCl6 y SnCI2.2H2O con una solución de citrato sódico. Pueden emplearse agentes protectores (tales como carbohidratos, polímeros, sales de nitrógeno cuaternarias lipofílicas) para controlar eficientemente el crecimiento de partículas de aleaciones de metal. Por lo tanto esta técnica, a menudo, resulta útil para conformar una distribución estrecha de los tamaños de partículas de aleaciones. Ha de reconocerse que las técnicas anteriormente descritas para la formación de una aleación son, simplemente, ilustrativas y no exhaustivas. El empleo de las enseñanzas volcadas en estas especificaciones y la aplicación de los conocimientos generales en la técnica, una de las habilidades comunes en la técnica, puede determinar rutinariamente cuáles de las numerosas técnicas de preparación de aleaciones conocidas en la técnica son adecuadas para un uso específico.

Independientemente de ia técnica empleada para formar la aleación, una vez depositados los metales en la superficie del soporte de carbono, con frecuencia es preferible secar el soporte utilizando, por ejemplo, un entorno subatmosférico no oxidante preferiblemente, N2, un gas noble, o ambos). El uso de un paso de secado se prefiere especialmente cuando la superficie del soporte ha de ser posteriormente reducida por calentamiento (e, incluso más preferido cuando se realizará calentamiento en un entorno no oxidante). Preferiblemente, el soporte se seca a fin de reducir el contenido de humedad del soporte a menos de cerca de 5% por peso. Ha de reconocerse que la reducción de la superficie del soporte de carbono después de la deposición del(de los) metal(es) noble(s) y del(de los) promotor(es) de superficie-catalizador(es), típicamente aumenta el grado de metal noble aleado con un promotor de superficie-catalizador. Dicha reducción, a menudo, también tiende a aumentar el número de partículas que se incluyen dentro del alcance de tamaños preferidos. Una vez impregnado el soporte de carbono con el(los) metal(es) noble(s) y el(los) promotor(es) de superficle-catalizador(es), preferiblemente se reduce la superficie del catalizador. La superficie del catalizador puede reducirse convenientemente, por ejemplo, calentando la superficie a una temperatura mínima de aproximadamente 400°C. Se prefiere especialmente realizar este calentamiento en un entorno no oxidante (como por ejemplo, de nitrógeno, argón o helio). También se prefiere más que la temperatura sea superior a cerca de 500°C. Aún más preferible es que esté comprendida entre cerca de 550 y cerca de 1 ,200°C y, más preferiblemente, entre cerca de 550 y cerca de 900°C. Las temperaturas de menos de 400°C tienden a ser ínsatisfactorias para la eliminación de grupos funcionales con contenido de oxígeno de la superficie del soporte de carbono. Por otro lado, las temperaturas de más de 1 ,200°C tienden a reducir la actividad del catalizador. Preferiblemente, se emplean temperaturas comprendidas entre cerca de 400 y cerca de 500°C sólo si la superficie del soporte de carbono tiene una relación de átomo de carbono a átomo de oxígeno de, por lo menos, cerca de 20:1 antes de depositar el metal noble sobre la superficie. En una modalidad particularmente preferida, se reduce la superficie del catalizador por un procedimiento que implica exponer la superficie a un entorno de reducción. Por ejemplo, previo al calentamiento, la muestra de catalizador puede precalentarse con un agente reductor de fase líquida, como por ejemplo formaldehído o ácido fórmico. Aun más preferiblemente, se realiza el calentamiento en presencia de un agente reductor de fase gaseosa (el método de calentamiento del catalizador en presencia de un agente reductor de gas inerte se refiere algunas veces como a reducción de fase gaseosa a altas temperaturas). Pueden emplearse diversos agentes reductores de fase gaseosa durante el calentamiento; lo cual incluye, aunque no se limita a, H2, amoniaco y monóxido de carbono. Se prefiere más el gas de hidrógeno porque el pequeño tamaño molecular del hidrógeno permite una mejor penetración en los poros más profundos del soporte de carbono. Preferiblemente, el resto del gas consiste, esencialmente, de un gas no oxidante, como por ejemplo nitrógeno, argón o helio. El gas puede contener cualquier concentración finita de H2, aunque concentraciones de H2 de menos del 1.0% son desventajosas debido al tiempo que tienden a requerir para reducir la superficie del soporte. Preferiblemente, el gas contiene de cerca de 5 a cerca de 50% en volumen de H2 y, más preferiblemente, de cerca de 5 a cerca de 25% en volumen de H . La cantidad preferida de tiempo que tarda en calentarse la superficie del catalizador depende de la transferencia de masa del agente reductor a la superficie del catalizador. Cuando el agente reductor es un gas no oxidante que contiene de cerca de 10 a cerca de 20 % de volumen de H2, la superficie se calienta preferiblemente de cerca de 15 minutos a cerca de 24 horas a una temperatura comprendida entre cerca de 550 y aproximadamente 900°C, con una velocidad espacial comprendida entre cerca de 1 y cerca de 5,000 horas"1. Más preferiblemente, la velocidad espacial está comprendida entre cerca de 10 y cerca de 2.500 horas"1, e incluso más preferiblemente entre cerca de 50 y cerca de 750 horas"1. En la modalidad más preferida, el tratamiento térmico se realiza a las temperaturas antes preferidas y a velocidades espaciales que van de cerca de 1 a cerca de 10 horas. El calentamiento de la superficie a velocidades espaciales de menos de 1 hora no es ventajoso porque los grupos funcionales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono pueden no estar suficientemente destruidos. Por otro lado, el calentamiento de la superficie a velocidades espaciales de más de 5,000 horas"1 no resulta económico.

Los grupos funcionales con contenido de oxígeno preexistentes en la superficie del soporte de carbono, por lo general, no son necesarios e incluso deseados, para obtener la adecuada dispersión y retención del metal noble. Sin estar atado a ninguna teoría en particular, se cree que este paso de calentamiento mejora la interacción platino-carbono sobre el catalizador al eliminar los grupos funcionales con contenido de oxígeno en la superficie del soporte de carbono, incluidos los formados por depósito del metal noble sobre la superficie. Se cree que estos grupos funcionales con contenido de oxígeno son sitios de anclaje inestables para el metal noble porque tienden a interferir con las interacciones p potencialmente más fuertes entre el metal noble y el soporte de carbono. El calentamiento solo se descompondrá y, por lo tanto, eliminará muchos de los grupos funcionales con contenido de oxigeno en la superficie del soporte de carbono. Sin embargo, al calentar la superficie en presencia de un agente reductor (por ejemplo, H2), podrán eliminarse más grupos funcionales con contenido de oxigeno. Si la relación átomo de carbono-átomo de oxígeno en la superficie del soporte de carbono es inferior a cerca de 20:1 antes de depositar el metal noble sobre la superficie del soporte, preferiblemente se reducirá la superficie utilizando el tratamiento por reducción de fase gaseosa a altas temperaturas descrito anteriormente a una temperatura de más de 500°C, aunque la superficie puede, opcionalmente, ser tratada con otros entornos de reducción, además de la reducción de fase gaseosa a altas temperaturas. Por otro lado, si la superficie del soporte de carbono tiene una relación átomo de carbono-átomo de oxígeno de, por lo menos 20:1 aproximadamente antes de depositar el metal noble sobre ia superficie, pueden utilizarse diversos entornos alternativos de reducción en lugar de la reducción de fase gaseosa a altas temperaturas Puede reducirse la superficie del catalizador, al menos en parte, tratándola con una amina, como por ejemplo urea, una solución que contenga iones de amonio (como por ejemplo, formato de amonio u oxalato de amonio) o gas de amoniaco, siendo el gas de amoniaco o una solución con iones de amonio ios más preferidos. Este tratamiento de aminas se utiliza, preferiblemente, además de otros tratamientos de reducción y, más preferiblemente, antes de la reducción de fase gaseosa a altas temperaturas. En una modalidad tal, el metal noble se deposita sobre la superficie tratándola con una solución con precursor de metal noble que contenga iones de amonio. Alternativamente, después de depositarse el metal noble sobre la superficie del soporte, éste puede lavarse con una solución con iones de amonio o ponerse en contacto con un gas con amoniaco. Más preferiblemente, la superficie del catalizador se lava con amoníaco acuoso diluido después de depositar el metal noble. En esta instancia, se agrega catalizador a agua pura y se agita por unas pocas horas para humedecer la superficie del catalizador. A continuación, mientras se continúa agitando la suspensión del catalizador, se le agrega a ésta una solución que contenga iones de amonio en cantidad suficiente como para producir un pH de más de 7, más preferiblemente, entre cerca de 8 y cerca de 12 y, más preferiblemente, entre cerca de 9.5 y cerca de 11.0. Debido a que la temperatura y la presión no son criticas, preferiblemente, este paso se realiza a temperatura ambiente y a presión atmosférica. Este tratamiento de reducción queda, aún más demostrado en el Ejemplo 10. También puede usarse hidruro de boro sódico (NaBH4) para reducir la superficie del catalizador. Al igual que con el tratamiento con aminas, preferiblemente, este tratamiento se emplea además de otros de reducción y, con mayor preferencia, previo a la reducción de fase gaseosa a altas temperaturas. Preferiblemente, después de depositar el metal noble sobre la superficie del soporte, éste se lava con una solución de NaBH4 en presencia de NaOH a un pH de entre cerca de 8 y cerca de 14 y durante aproximadamente 15 a cerca de 180 minutos. La cantidad de NaBH4 que se usa preferiblemente es suficiente como para reducir todo el metal noble. Debido a que la temperatura y la presión no son criticas, este paso se realiza, preferiblemente, a temperatura ambiente y a presión atmosférica. Este tratamiento de reducción queda, aún más demostrado, en el Ejemplo 12. Ha de reconocerse que, cualquiera de los tratamientos antes indicados que pueden utilizarse para reducir ia superficie del catalizador, también pueden emplearse para desoxigenar la superficie del soporte de carbono antes de depositar el metal noble sobre la superficie. En muchos procedimientos, cuando se desea que un catalizador contenga un promotor, éste se deposita previamente sobre la superficie del catalizador mediante, por ejemplo, las técnicas de deposición de promotores descritas anteriormente (este paso de deposición, con frecuencia lo realiza el fabricante del catalizador). Sin embargo, este paso de deposición de promotores tiende a agregar costos al procedimiento de preparación del catalizador. A fin de evitar estos costos adicionales, se ha hallado que pueden obtenerse beneficios de un promotor (ej.: mayor selectividad, actividad y/o estabilidad del catalizador) con sólo mezclar un promotor (por ej:. un promotor suplementario) directamente con un catalizador que contenga metal noble y soporte de carbono particularmente con los catalizadores reducidos descritos anteriormente). Esta mezcla puede, por ejemplo, realizarse directamente en una zona de reacción por oxidación donde se oxida el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Alternativamente, por ejemplo, esta mezcla puede tener lugar separadamente de la reacción por oxidación a saber, en un tanque de retención de catalizador. Particularmente se ha descubierto que determinados metales y/o compuestos de metal funcionan como promotores suplementarios en la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético catalizado por un catalizador que contiene metal noble y soportado por carbono. Se ha detectado que dichos promotores suplementarios resultan eficaces para mejorar la capacidad del metal noble sobre catalizadores de carbono para la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometll)iminodiacético hasta un producto de N-(fosfonometiI)gllcina, donde son eficaces para mejorar la catálisis de la conversión deseada a N-(fosfonometil)glicina, la oxidación de un derivado de formaldehído hasta ácido fórmico y la oxidación de un derivado de ácido fórmico hasta dióxido de carbono. Dependiendo de la aplicación, el(los) promotor(es) suplementario(s), por ejemplo estaño, cadmio, magnesio, manganeso, rutenio, níquel, cobre, aluminio, cobalto, bismuto, plomo, titanio, antimonio, selenio, hierro, renio, cinc, cerio, zirconio, telurio, sodio, potasio, vanadio, galio, tantalio, niobio, rubidio, cesio, lantanio y/o germanio. Con frecuencia, se prefiere más que el(los) promotores) suplementario(s) sean bismuto, plomo, germanio, telurio, titanio, cobre y/o níquel. En una modalidad especialmente preferida, el promotor suplementario es bismuto. Se ha detectado de conformidad con este invento que la presencia de bismuto resulta particularmente eficaz para mejorar la selectividad de un catalizador que contiene metal noble y soportado con carbono (particularmente, el catalizador reducido descrito anteriormente), cuando se usa para catalizar la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil) glicina. Más específicamente, se ha detectado que la presencia de bismuto provoca un aumento en la cantidad de derivado de ácido fórmico oxidado catalíticamente. En algunos casos (particularmente cuando el catalizador contiene estaño como promotor de superficie-catalizador), se ha descubierto que la presencia de bismuto también causa un aumento en la cantidad de derivado de formaldehído que se oxida catalíticamente. Esta destrucción mayor de uno o ambos de estos derivados, a su vez, provoca la formación de menos derivado de N-metil-N-(fosfonometil)glicina (se cree que esto surge del hecho de que la formación de cada molécula de derivado de N-metil-N(fosfonometil)glicina requiere de: (a) Dos moléculas de formaldehído, o bien (b) Una molécula de ácido fórmico y una molécula de formaldehído). Asimismo, se ha detectado que, en algunas instancias (particularmente cuando se usa más de un promotor suplementario) que la presencia de bismuto también puede reducir la cantidad de metal noble que lixivia del soporte de carbono del catalizador durante la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético. En otra modalidad preferida de esta invención, se usa el telurio como promotor suplementario. Al Igual que en la modalidad anterior que incorpora bismuto como promotor suplementario, se ha descubierto que la presencia de telurio también resulta eficaz para mejorar la selectividad de un catalizador que contiene metal noble y soportado con carbono (particularmente, el catalizador reducido descrito anteriormente), cuando se usa para catalizar la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometii)iminodiacético para formar un producto de N-(fosfonometil)glicina. Más específicamente, se ha detectado que la presencia de telurio puede aumentar la actividad del catalizador en ia oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Asimismo, también se ha detectado que el metal noble que lixivia del soporte de carbono del catalizador puede reducirse durante la oxidación de un sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodlacético por presencia de telurio en el medio de reacción (particularmente, cuando el bismuto también está presente). En una modalidad de suma preferencia, se usan tanto el bismuto corno el telurio como promotores suplementarios. La mezcla de promotor suplementario y catalizador, preferiblemente, se realiza en un medio liquido. Según se indicó anteriormente la mezcla puede, por ejemplo, realizarse directamente en un medio de reacción donde el sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético está siendo oxidado. Sin embargo, cuando la reacción por oxidación se realiza bajo presión, el recipiente de reacción, por lo general, se sella y, en consecuencia, a menudo se prefiere más mezclar el catalizador con el promotor suplementario separadamente del recipiente de reacción, como por ejemplo, en un tanque de reciclo o contención del catalizador. Típicamente, el promotor suplementario se introduce en el liquido de mezcla en la forma de un compuesto inorgánico u orgánico que contiene el promotor suplementario. El compuesto que contiene el promotor puede ser soluble o insoluble en el liquido, aunque más típicamente es, por lo menos, parcialmente soluble. El grupo funcional unido al átomo del promotor suplementario, por lo general, no resulta critico (aunque, preferiblemente, es un grupo funcional aceptable desde el punto de vista de la agronomía). Típicamente, por ejemplo, entre los compuestos convenientes se incluyen: óxidos, hidróxidos, sales de hidrácidos inorgánicos, sales de oxiácidos inorgánicos, sales de ácidos orgánicos aiifáticos o aromáticos y fenatos.

Entre los compuestos que contienen bismuto se incluyen, por ejemplo: compuestos donde el(los) átomo(s) de bismuto está(n) a un nivel de oxidación superior a 0 (por ej.: 2, 3, 4 ó 5), más preferiblemente, 3. Entre los ejemplos de dichos compuestos de bismuto adecuados, cabe mencionar los siguientes: 1. Óxidos de bismuto, como por ejemplo, BiO, BÍ2O3, B¡2?4, BÍ2O5 y similares. 2. Hidróxidos de bismuto, como por ejemplo, Bi(OH)3 y similares. 3. Sales de bismuto de hidrácidos inorgánicos, como por ejemplo, cloruro de bismuto (ej. BÍCI3), bromuro de bismuto (ej.: BíBrs), ioduro de bismuto (ej.: Bil3), telururo de bismuto (ej.: Bi2Te3) y similares. Los haluros de bismuto, típicamente, son menos preferidos porque tienden a ser corrosivos para los equipos utilizados en el procedimiento. 4. Sales de bismuto de oxiácidos inorgánicos, como por ejemplo, sulfito de bismuto (ej.: Bi2(S?3)3B¡2?3.5H2O), sulfato de bismuto (ej.: B¡2(S04)3), sulfato de blsmutllo (ej.: (BlO)HS?4), nitrito de bismutilo (ej.: (BiO)N?2.0.5H2O), nitrato de bismuto (ej.: Bi(NO3)3.5H2O, también conocido como pentahidrato de nitrato de bismuto), nitrato de bistmutilo (ej.: (BiO)NO3, también conocido como substrato de bismuto, óxido de nitrato de bismuto y oxinitrato de bismuto), un doble nitrato de bismuto y magnesio (ej.: 2BiNO3)3.3Mg(NO3)2.24H2O), fosfito de bismuto (ej.: Bi2(PO3H)3.3H2O), fosfato de bismuto (ej.: BiPO4), pirofostafo de bismuto (ej.: B¡4(PO2O )3), carbonato de bismutilo (ej.:(BiO)2C03, también conocido como subcarbonato de bismuto), perclorato de bismuto (ej. Bi(Cl?4)3.5H 0), antimonato de bismuto (ej.: BiSb04), arsenato de bismuto (ej.: Bi(As?4)3), selenita de bismuto (ej.: Bi2(SeO )3), titanato de bismuto (ej.: BÍ2O3.2TÍO2) y similares. Estas sales también incluyen sales de bismuto de oxiácidos derivados de metales de transición que incluyen, por ejemplo, vanadato de bismuto (ej.: BÍVO4), niobato de bismuto (ej.: BÍN0O4), tantalato de bismuto (B¡Ta0 ), cromato de bismuto (Bi2(CrO4), dicromato de bismutilo (ej.: (B¡O)2Cr2O7), cromato de bismutilo (ej.: H(BiO)CrO ), doble cromato de bismutilo y potasio (ej.: K(BiO)CrO ), molibdato de bismuto (ej.: Bi2(Mo?4)3), doble molibdato de bismuto y sodio (ej.:NaBi(MoO4)2), tungstato de bismuto (ej.: B¡2(WO4)3), permanganato de bismuto (ej.: Bi2O2(OH)Mn?4), zirconio de bismuto (ej.:2Bi203.3Zr02) y similares. 5. Sales de bismuto de ácidos orgánicos alifáticos o aromáticos, como por ejemplo, acetato de bismuto (ej.: Bi(C2H302)3), propionato de bismutilo (ej.: (BiO)C3H5?2), benzoato de bismuto (ej.:C6H5CO2Bi(OH)2), salicilato de bismutllo (ej.: C6H4C?2(B¡O)(OH)), oxalato de bismuto (ej.: (C2?4)3BÍ2), tartrato de bismuto (ej.: B¡2(C4H4?6)3.6H2?), lactato de bismuto (ej.: (C6H9?5)Obi.7H2?), citrato de bismuto (ej.: C6H5O7Bi) y similares. 6. Fenatos de bismuto. Estos incluyen como por ejemplo, galato de bismuto (ej.:C7H7O7Bi), pirogalato de bismuto (ej.: C4H3(OH)2(OB¡)(OH)) y similares. 7. Compuestos de bismuto orgánicos e inorgánicos varios, como por ejemplo, fosfuro de bismuto (ej.: BiP), arsénido de bismuto (Bi3As4), bismutato sódico (ej.: NaBiO3), ácido tiociánico de bismuto (ej.: H2(Bi(BNS)5).H3(Bi(CNS)6)), sal sódica de ácido tiociánico de bismuto, sal de potasio de ácido tiociánico de bismuto, trimetilbismutino (ej.: Bi(CH3)3), trifenilbismutino (ej.: Bi(CeH5)3), oxicioruro de bismuto (ej.: BiOCI), oxicloruro de bismuto (ej.: BiOI) y similares. En una modalidad preferida, el compuesto de bismuto es un óxido de bismuto, hidróxido de bismuto o una sal de bismuto de un oxiácido inorgánico. Más preferiblemente, el compuesto de bismuto es nitrato de bismuto (ej.: Bi(N?3)3.5H2O), carbonato de bismutilo (ej.: (BiO)2CO3) u óxido de bismuto (ej.: BÍ2O3), siendo el óxido de bismuto (lll) (es decir, Bi203) el más preferido porque no contiene un contraión que pueda contaminar al producto de reacción final. Entre los compuestos adecuados que contienen telurio, cabe mencionar, por ejemplo, compuestos Inorgánicos u orgánicos donde el(los) átomo(s) de telurio se encuentren a un nivel de oxidación mayor de O (como por ejemplo, 2, 3, 4, 5 ó 6), más preferiblemente, 4. Entre los ejemplos de dichos compuestos adecuados de telurio, se mencionan a continuación: 1. Óxidos de telurio, como por ejemplo TeO2, Te2?3, Te2Os, TeO3 y similares. 2. Sales de telurio de hidrácidos inorgánicos, como por ejemplo, tetracloruro de telurio (ej.: TeCU), tetrabromuro de telurio (ej.: TeBr4), tetracloruro de telurio (ej.: Tel4) y similares. 3. Sales de telurio de oxidácidos inorgánicos, como por ejempio, ácido telurioso (ej.: H2Te?3), ácido telúrico (ej. H Te?4 o Te(OH)6), nitrato de telurio (ej.: Te2?4.HN03) y similares. 4. Compuestos de telurio orgánicos e inorgánicos varios, como por ejemplo, dicloruro de dimetil-telurio, óxido de telurio de plomo, isopropóxido de telurio, telurato de amonio, tiourea de telurio y similares. En una modalidad preferida, el compuesto de telurio es un óxido o sal de telurio de un hidrácido inorgánico. Más preferiblemente, el compuesto de telurio es un dióxido de telurio (ej.: Te02), tetracloruro de telurio (ej.: TeCU) o ácido telúrico (ej.: Te(OH)6), siendo el tetracloruro de telurio el más preferido. La cantidad preferida de promotor suplementario introducido en la zona de reacción depende, por ejemplo, de la masa del catalizador que contiene metal noble, con soporte de carbono (es decir, la masa total de soporte de carbono, metal noble y cualquier otro componente del catalizador); masa de la mezcla de alimentación de reacción total y de la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. En general, la relación de la masa del promotor suplementario respecto de la masa del catalizador que contiene metal noble con soporte de carbono cargada en el(los) reactores) es preferiblemente de, por lo menos 1:15000; más preferiblemente, de por lo menos cerca de 1 :5000; aún más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :2500; y más preferiblemente de, por lo menos, 1 :1000. Si bien es factible practicar la presente invención sin perjuicio de la reacción de oxidación cuando las relaciones de la masa del promotor suplementario respecto de la masa del catalizador que contiene metal noble, con soporte de carbono sean de tanto como cerca de 1 :750, de cerca de 1 :500, de cerca de 1 :300, e incluso de más de cerca de 1 :50 ó 1 :40, se ha descubierto que las relaciones menores preferidas descritas anteriormente son eficaces en la mayoría de las aplicaciones y, particularmente, para la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. La relación de ia masa del promotor suplementario respecto de la masa de reacción total cargada en el reactor es, preferiblemente, de por lo menos cerca de 1:1.000.000; más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1:100.000; incluso más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :40.000; y más preferiblemente de cerca de 1 :40.000 a cerca de 1 :15.000. Aun cuando, normalmente, pueden usarse relaciones mayores que 1 :8000 sin detrimento de la reacción por oxidación, se prefiere, en general, que la relación sea de menos de 1 :8000 particularmente, cuando el bismuto es el promotor suplementario). La relación de la masa del promotor suplementario respecto de la masa del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético cargado en el reactor se prefiere de, por lo menos, cerca de 1 :100.000; más preferiblemente 1 :10.000; incluso más preferiblemente, de por lo menos cerca de 1 :4000; y más preferiblemente de entre cerca de 1 :4000 y cerca de 1 :2000. Si bien las relaciones de más de 1 :1000 normalmente pueden usarse sin detrimento de la reacción por oxidación, por lo general, se prefiere que la relación sea de menos de 1 :1000 (particularmente, cuando el bismuto es el promotor suplementario). Cuando se utilice un metal noble de partículas sobre el catalizador de carbono para la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, tanto el catalizador como el promotor suplementario podrán cargarse en un medio de reacción acuoso que contenga el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y oxígeno. El promotor suplementario podrá cargarse en una relación de masa respecto de la carga del catalizador de, por lo menos, cerca de 1 :15.000, preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :5000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1:2500 y, más preferiblemente, de cerca de 1 :1000. A medida que avanza la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético, se generan derivados de formaldehído y ácido fórmico. El catalizador resulta eficaz para catalizar no sólo la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, sino también la oxidación adicional del formaldehído hasta ácido fórmico y de éste hasta dióxido de carbono. La presencia del promotor suplementario resulta eficaz para mejorar la oxidación catalítica de estos derivados, especialmente para la conversión de ácido fórmico en CO2. Cuando la reacción por oxidación se realiza en un reactor de tanque agitado en el cual el catalizador queda suspendido en el medio de reacción, el catalizador se separa de la mezcla de reacción, preferiblemente por filtración, y recicla hasta el reactor para una mayor oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y los derivados antedichos. Dicho sistema de reactores de tanque agitado pueden operarse en modo por lote o continuo. Alternativamente, puede usarse un catalizador de lecho fijo o fluidizado. En un procedimiento continuo, el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, el formaldehído y el ácido fórmico se oxidan en una zona de reacción continua a la cual se suministra un medio de reacción acuoso que contiene sustrato de ácido N-(fosfonometil)lminodiacético de manera continua o intermitente y una mezcla de reacción que contiene un producto de N-(fosfonometil)glicina retirado de manera continua o intermitente, siendo el promotor suplementario el que se introduce de manera continua o intermitente en la zona de reacción. Se ha observado que el agregado de una carga discreta de un promotor suplementario al primer lote de la serie de ciclos sucesivos de reacción en lote resulta eficaz para mejorar la actividad del catalizador para oxidación del formaldehído y ácido fórmico en toda la serie de ciclos de reacciones, sin más agregado de promotor suplementario de ninguna otra fuente extema. También se ha observado que el promotor suplementario se halla presente en el catalizador reciclado, habiendo sido aparentemente depositado sobre él por adsorción al metal noble y/o soporte de carbono. Sólo una fracción del promotor suplementario agregado al primer lote de la serie puede hallarse sobre el catalizador después de múltiples ciclos. Sin embargo, cuando el promotor suplementario se introduce en el primer lote en las cantidades descritas anteriormente, la fracción que queda sobre el catalizador es, aparentemente, suficiente para promover la oxidación del formaldehído y del ácido fórmico en toda la serie de lotes en la cual el catalizador reciclado de un lote anterior es, sustancialmente, la única fuente de promotor suplementario para los sucesivos ciclos de reacción en lote de la serie. Se ha descubierto que un único agregado de promotor suplementario en una relación de masa respecto del catalizador de aproximadamente 1 :2500 resulta eficaz para la promoción de la oxidación de derivados en una serie de 20 o más, típicamente de 50 o más, más típicamente de más de 100, ciclos de reacción en lote. En adelante, otra carga discreta de promotor suplementario puede agregarse opcionalmente al medio de reacción de un lote subsiguiente que constituye el primero de otra serie de ciclos de reacción por oxidación en lote en la cual el .catalizador reciclado de otro lote anterior de dicha otra serie se convierte, sustancialmente, en la única fuente del promotor para los ciclos sucesivos de reacción en lote de la otra serie de reacciones en lote. De manera similar, cuando se agrega promotor suplementario al medio de reacción en un reactor continuo de tanque agitado, el agregado de un promotor suplementario en una única cantidad discreta resulta eficaz para mejorar la eficacia del catalizador para la oxidación del formaldehído y ácido fórmico a través de múltiples vuelcos del reactor de una corrida de reacción continua. No se agrega más promotor suplementario hasta el inicio de una segunda corrida de reacción. A tal fin, una corrida de reacción abarca el periodo de oxidación del formaldehído y ácido fórmico desde el momento de cualquier agregado discreto de promotor suplementario hasta la zona de reacción hasta el momento del siguiente agregado sucesivo de promotor suplementario hasta la zona de reacción y puede consistir en 50 o más, típicamente en 100 o más, vuelcos del volumen de trabajo del reactor. Según se indicó, sólo una fracción del promotor suplementario agregado al primer lote de un ciclo queda sobre el catalizador después de múltiples ciclos de una serie de corridas de reacción en lote o después de múltiples vuelcos de una corrida de reacción continua. Sin embargo, el promotor suplementario sigue siendo eficaz para mejorar la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodlacético, formaldehído y ácido fórmico cuando el sustrato entra en contacto con el agente oxidante en una zona de reacción que contiene el medio de reacción líquido y donde la relación de masa del promotor suplementario respecto del catalizador en dicha zona de reacción es de, por lo menos, cerca de 1 :200.000; preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :70.000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1:30.000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :15.000. Puesto que la única fuente de promotor suplementario para el reactor sea, sustancialmente, el catalizador reciclado, se prefiere adicionalmente que el promotor suplementario esté presente sobre o en el catalizador reciclado en las mismas relaciones de masa, a saber; por lo menos, de cerca de 1 :200.000, preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :70.000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :30.000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :15.000.

El contenido del promotor suplementario de la zona de reacción también puede estar expresado como una relación de masa respecto del componente de metal noble del catalizador. Por ejemplo, para un 5% de metal noble sobre el catalizador de carbono, la relación del promotor suplementario respecto del metal noble debe ser de, por lo menos, cerca de 1 :10.000, más preferiblemente, de 1 :3500, más preferiblemente, de 1 :1800, y con mayor preferencia, de 1 :700. Estas preferencias, por lo general, prevalecen sobre los valores de contenido de metal noble sobre el catalizador de carbono, que está típicamente comprendido entre cerca de 0.5 a 20% de metal noble. Sin embargo, cuando el contenido de metal noble es relativamente alto, por ejemplo de aproximadamente 20%, ei promotor suplementario puede resultar eficaz en relaciones de masa relativamente inferiores respecto del componente del metal noble, incluso tan bajas como 1 :40.000. Cuando se agrega el promotor suplementario a una carga discreta al inicio de una serie de ciclos de reacción en lote, o al comienzo de una corrida de reacción continua según se define anteriormente, se lo agrega en una relación de masa respecto del componente de metal noble del catalizador de, por lo menos, cerca de 1 :750, preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :250, más preferiblemente de por lo menos cerca de 1 :125; con mayor preferencia de, por lo menos, cerca de 1 :50. Según se indicó más arriba, la relación preferida del promotor suplementario respecto del metal noble puede variar con el contenido de metal noble del catalizador. Así, por ejemplo, cuando el contenido de metal noble del catalizador llega al 20% por peso, el promotor suplementario puede resultar eficaz cuando se agrega a una relación de masa respecto del metal noble igual o mayor de 1 :3000, más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 1 :1000, 1 :500 ó 1 :200. Adiciones periódicas discretas de promotor suplementario pueden resultar ventajosas porque las excesivas proporciones del promotor suplementario, a la vez que aprovechan al máximo la eficacia del catalizador para la oxidación del formaldehído y ácido fórmico, pueden retardar la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético. Al agregar promotor suplementario sólo periódicamente, las proporciones dei promotor suplementario depositadas sobre el catalizador y presentes en la zona de reacción pueden decaer muy rápidamente a un rango de estado residual cuasi constante, donde el promotor suplementario sigue siendo eficaz para mejorar la actividad catalítica para la oxidación del formaldehído o ácido fórmico sin retardar significativamente la velocidad o grado de oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Así, el óptimo contenido de promotor suplementario dentro de la zona de reacción por oxidación para la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)ímlnodiacético y sobre el catalizador reciclado para dicha reacción puede ser inferior a 1:15.000, por ejemplo, entre 1 :65.000 y 1 :25.000. El depósito de promotor suplementario sobre la superficie de un metal noble sobre catalizador de carbono en el medio de reacción resulta en la formación de un nuevo complejo de catalizadores que contiene al catalizador y al promotor. El componente del catalizador del complejo de catalizadores también puede contener a un promotor de superficies con un metal diferente al del promotor suplementario o, en algunas instancias, con el mismo metal. Se cree que el promotor suplementario se deposita por adsorción del medio de reacción y sigue siendo desorbible de la superficie del catalizador dentro del medio del catalizador. Si bien una fracción operativa del promotor suplementario residual resiste la desorción para permanecer adherido al catalizador a través de múltiples ciclos de reacciones (o a través de una corrida extendida de un sistema de reacción continuo) según se explicó aquí con anterioridad, típicamente, el promotor suplementario es más desorbible que el promotor de superficie aplicado en el procedimiento de preparación del catalizador. Según se describió anteriormente, el catalizador se prepara en primera instancia depositando el metal noble y, opcionalmente, el promotor de superficie sobre un soporte de carbono para formar un precursor de catalizador; después, éste se reduce para producir el catalizador de reacción. El complejo nuevo de catalizadores se forma por deposición posterior del promotor suplementario sobre el catalizador por oxidación, típicamente por adsorción hasta la superficie de carbono o metal noble. Ventajosamente, el promotor suplementario se mezcla con el catalizador de oxidación en el medio de reacción a fin de que el promotor se deposite desde el medio de reacción sobre la superficie del catalizador. Sin embargo, se entenderá que, en la alternativa, el promotor suplementario puede premezclarse con el catalizador de oxidación en otro medio liquido para formar el complejo de catalizadores; después de lo cual éste puede introducirse en el medio de reacción para uso en la realización de la reacción por oxidación. Ha de reconocerse que, dependiendo de los efectos deseados, puede usarse más de un promotor suplementario. Además, cada promotor suplementario puede provenir de más de una fuente. Asimismo, el catalizador que contiene metal noble con soporte de carbono también puede contener una cantidad de metal sobre su superficie que es el mismo metal que el del promotor suplementario, como por ejemplo cuando: (a) El catalizador se fabrica con tal metal en su superficie que actúa como promotor de superficie-catalizador; o bien (b) El catalizador es uno usado que ha sido recuperado de una mezcla de reacción previa donde el metal estaba presente (por ej.: como un promotor suplementario). En una modalidad particularmente preferida, el catalizador en sí, que contiene metal noble y con soporte de carbono, también incluye uno o más promotores de superficie-catalizadores sobre su superficie, según se describió anteriormente. Cuando el catalizador se usa en la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y el promotor suplementario es bismuto, se prefiere especialmente que el catalizador contenga estaño y/o hierro (la presencia de estaño tiende a ser de especial utilidad para aumentar la oxidación del derivado de formaldehído, además de incrementar la oxidación del derivado de ácido fórmico). En muchos casos, después de combinar un promotor suplementario (particularmente, bismuto) y un catalizador con contenido de metal noble y soporte de carbono, por lo menos una porción de promotor suplementario se deposita sobre la superficie del soporte de carbono y/o metal noble del catalizador y, en consecuencia, queda retenida por el catalizador. Debido a que el catalizador retiene al promotor, el primero puede, típicamente, ser reciclado para usarse en catalizar la oxidación de cantidades subsiguientes del sustrato de oxidación (por ej. el catalizador puede usarse para oxidar lotes adicionales del sustrato de oxidación o en un procedimiento de oxidación continuo) y, aún así, retener los beneficios del promotor suplementario. Además, a medida que los efectos del promotor suplementario van disminuyendo con el tiempo debido al uso, pueden mezclarse periódicamente cantidades de reposición de promotor suplementario fresco con el catalizador para revivir los efectos y/o lograr otros resultados deseados (a saber, niveles reducidos de ácido fórmico). Cuando, por ejemplo, se usa el catalizador en múltiples reacciones en lote, dicha reposición periódica puede, por ejemplo, realizarse después de haber usado el catalizador en, por lo menos, 20 reacciones por oxidación en lote (más preferiblemente, después de haberse usado en, por lo menos, cerca de 30 reacciones por oxidación en lote y, con mayor preferencia, después de haberlo usado en, por lo menos, cerca de 100 o más reacciones por oxidación en lote). Cuando se repone un catalizador periódicamente con promotor suplementario fresco, la mezcla para reposición puede realizarse durante o independientemente de la(s) zona(s) de reacción por oxidación.

En una modalidad particularmente preferida, un promotor suplementario se mezcla con un catalizador usado (es decir, un catalizador usado en una o mas reacciones previas por oxidación). Típicamente, la actividad y/o selectividad deseada de un catalizador va disminuyendo con el uso. Así, por ejemplo, la actividad del catalizador que contiene metal noble y soporte de carbono para la oxidación de derivados (como por ejemplo, formaldehído y/o ácido fórmico) de la oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, a menudo, tiende a disminuir a medida que se va usando el catalizador; por lo que causa menos destrucción del formaldehído y/o ácido fórmico y, en consecuencia, se produce una mayor cantidad de N-metiI-N-(fosfonometil)glíc¡na. Eventualmente, de hecho, esta actividad disminuirá hasta un nivel en el que no se oxidará una cantidad inaceptable de formaldehído y/o ácido fórmico y, en consecuencia, a menudo hará que se produzca una cantidad inaceptable de compuestos de N-metil-N-(fosfonometil)glicina (es decir, la selectividad del catalizador para preparar compuestos de N-(fosfonometiI)glicina a partir de sustratos de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético disminuirá hasta llegar a un nivel inaceptable). Tradicionalmente, cuando la actividad de un catalizador para oxidar los derivados llega a tal punto, se considera inutilizable al catalizador y, en consecuencia, se lo recicla (es decir, reactiva) a través de un procedimiento que lleva mucho tiempo y, en ocasiones, resulta costoso, o se descarta. Sin embargo, de conformidad con este invento, se ha descubierto que dicho catalizador puede revivirse (es decir, la selectividad del catalizador para preparar producto de N-(fosfonometil)glicina puede aumentarse hasta alcanzar un nivel aceptable) mezclando el catalizador con un promotor suplementario, particularmente bismuto o telurio. En otras palabras, el promotor suplementario puede usarse para modificar el desempeño del catalizador y prolongar la vida útil de éste. Se ha observado que un promotor suplementario (particularmente, bismuto) puede provocar una leve disminución en la velocidad de oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. En dicho caso, la velocidad de oxidación puede incrementarse típicamente, al menos en parte, aumentando la cantidad de oxígeno alimentado en la mezcla de reacción y manteniendo una velocidad de flujo de oxígeno relativamente alta durante un periodo de tiempo prolongado en la reacción y/o aumentando la presión. Sin embargo, cuando se aumenta el flujo de oxígeno, es preferible no incrementarlo hasta un grado tal que cause un exceso de oxidación de la superficie del catalizador que resulte perjudicial. Así, la mayor velocidad de alimentación del oxígeno se mantiene, preferiblemente, a un nivel tal que se utiliza, por lo menos cerca del 40% (más preferiblemente, por lo menos cerca del 60%, aún más preferiblemente, por lo menos cerca del 80% y con mayor preferencia, por lo menos cerca del 90%) del oxígeno alimentado.

Sistemas preferidos de reactores de oxidación La(s) zona(s) de reacción de oxidación puede(n) abarcar una amplia gama de configuraciones de reactores, incluidos los que tienen características de retromezclado en la fase líquida y, opcionalmente, en la fase gaseosa también y quienes poseen características de flujo-pistón. Entre las configuraciones de reactores convenientes con características de retromezclado, cabe mencionar, por ejemplo, reactores de tanque agitado, reactores secuenciales con boquilla eyectora (también conocidos como reactores de circuito Venturi) y reactores de lecho fluidizado. Entre las configuraciones de reactores adecuadas con características de flujo-pistón, se incluyen las que poseen un lecho de catalizador fijo o empacado (ej.: reactores con lecho percolador y reactores de columna empacada de burbujas) y reactores de barros con columna de burbujas. Los reactores de lecho fluidizado también pueden operarse de manera tal de exhibir características de flujo-pistón. En un amplio sentido, la reacción por oxidación puede practicarse de acuerdo con la presente invención a una amplia gama de temperaturas y a presiones que va de subatmosférica a superatmosférica. El uso de condiciones suaves (como por ejemplo, temperatura ambiente y presión atmosférica) posee ventajas comerciales en cuanto a que pueden utilizarse equipos menos onerosos en el sistema de reactores. Sin embargo, la operación a más altas temperaturas y a presiones superatmosféricas, tiende a mejorar la transferencia de masa entre la fase líquida y la gaseosa (ej.: la fuente de oxígeno), a incrementar la velocidad de reacción por oxidación del ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético y a aumentar la solubilidad del producto de N-(fosfonometil)glicina; con lo cual, se reduce la cantidad de agua que requiere de separación para precipitar y recuperar el producto. En consecuencia, el uso de condiciones de oxidación más agresivas, en realidad, puede reducir los costos generales de una planta y los costos operativos unitarios del producto de N-(fosfonometil)glicina fabricado. Preferiblemente la reacción por oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realiza a una temperatura comprendida entre cerca de 20 y cerca de 180°C, más preferiblemente, entre cerca de 50 y cerca de 140°C, aún más preferiblemente, entre cerca de 80 y cerca de 110°C y, todavía más preferiblemente, entre cerca de 95 y cerca de 105 °C. A temperaturas de más de 180°C, aproximadamente, los materiales de alimentación tienen a descomponerse lentamente. Asimismo, la selectividad hacia el producto N-(fosfonometll)glicina deseado tiende a empeorar a medida que aumenta la temperatura de reacción por oxidación a mucho más de aproximadamente 90°C. Por ejemplo, la producción de derivado N-metil-N-(fosfonometil)giicina (NMG) indeseado tiende a aumentar de 2 a 4 veces aproximadamente por cada incremento de 10°C en la temperatura de reacción por encima de los 90°C. A menudo, ias temperaturas inferiores (es decir, las de menos de 95°C, aproximadamente) tienden a ser menos ventajosas, pues a dichas temperaturas se reduce la solubilidad tanto dei ácido N-(fosfonometil)iminodiacétíco como del producto de N-(fosfonometiI)glicina. La presión total que se mantiene en la(s) zona(s) de reacción por oxidación, por lo general, depende de la temperatura empleada y de la configuración de reactores. La presión total en cada zona de reacción por oxidación es, preferiblemente, por lo menos igual a la atmosférica y suficiente corno para prevenir la ebullición de la mezcla de reacción en la zona de oxidación. A continuación, se tratan más detalladamente las condiciones preferidas de reacción por oxidación para sistemas de reactores específicos. En una modalidad preferida, la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realiza en una o más zonas de reacción por oxidación continua, donde el sustrato se oxida continuamente para formar el producto de N-(fosfonometíl)glicina. La oxidación continua brinda la oportunidad de un mayor rendimiento del procedimiento y menores costos de producción. Asimismo, debido a que la oxidación del sustrato de ácido N-fosfonometi!)iminodiacético es exotérmica, después de la puesta en marcha de un sistema de reactores continuos, no se requiere de alimentación calórica para la corriente acuosa introducida en la zona de oxidación a los efectos de mantener la temperatura de reacción por oxidación deseada. Pueden emplearse convenientemente diversas configuraciones de reactores para proporcionar la(s) zona(s) de reacción por oxidación continua. De acuerdo con una modalidad preferida, la oxidación continua del sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiacético se lleva a cabo en una o más zonas de reacción por oxidación sustancialmente retromezcladas (es decir, retromezcladas, por lo menos, en la fase líquida), mediante el uso de un catalizador heterogéneo de partículas, preferiblemente el metal noble profundamente reducido sobre el catalizador de partículas de carbono descrito anteriormente, suspendido en contacto con el medio de reacción liquido. Sin embargo, se entenderá que la práctica de la presente invención no se limita al uso de dicho catalizador profundamente reducido, ni del catalizador en forma de partículas. Además, se deberá entender que el catalizador utilizado en los sistemas del reactor de la presente invención pueden comprender una mezcla de diferentes catalizadores y/o el catalizador puede variar de una zona de reacción de oxidación a la siguiente dentro del sistema de reactores. La Fig. 2 muestra un ejemplo de un sistema de reactores que puede usarse para llevar a cabo el procedimiento de oxidación continua de la presente invención. El sistema indicado en la Fig. 2 incluye un reactor continuo de tanque agitado 3 que proporciona agitación mecánica de la mezcla de reacción contenida en él, típicamente por un impulsor rotativo. Los reactores de tanque agitado efectúan convenientemente el retromezclado de la fase líquida dentro de la zona de reacción, tienen un diseño y operación relativamente simples y posibilidades de aumento hasta la capacidad de procedimiento deseada. Pueden emplearse diversos diseños de impulsores, incluidos sistemas con múltiples cuchillas que giran sobre un eje común. El recipiente del reactor puede incluir deflectores internos y/o tubos de aspiración para mejorar las características de mezclado y prevenir la formación de remolinos de la mezcla de reacción, tan conocidos por los expertos en la técnica.

Si bien el sistema de reactores indicado en la Fig. 2 contiene un solo reactor continuo de tanque agitado, en muchas instancias, se prefiere un sistema de reactores con dos o más zonas de reacción por oxidación retromezcladas en serie, según se describirá en más detalle más abajo. La(s) zona(s) de reacción por oxidación retromezclada puede(n) suministrarse por otras configuraciones de reactores distintas de la de reactores continuos de tanque agitado (como por ejemplo, reactores secuenciales con boquilla eyectora y reactores de lecho fluidizado). Asimismo, pueden combinarse diferentes configuraciones de reactores en un sistema de reactores que comprenda múltiples zonas de reacción por oxidación. Por ejemplo, uno o más reactores con características de retromezclado pueden combinarse con una configuración de reactores con características de flujo-pistón, tales como un lecho fijo de catalizador. Una corriente acuosa 1 que contenga sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se introduce continua o intermitentemente en un medio de reacción líquido dentro del reactor de tanque agitado 3 junto con una fuente de oxígeno. También está presente el catalizador heterogéneo de partículas dentro de la zona de reacción por oxidación, en contacto con el medio de reacción liquido y se utiliza para catalizar la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la carga acuosa. Se emana vapor con C02 cuando se ventean las emisiones de la reacción por oxidación desde el la parte superior sobre la mezcla de reacción en el reactor de tanque agitado 3. Un efluente de mezcla de reacción 7 que contiene el producto de N- (fosfonometil)glicina y el catalizador heterogéneo de partículas se retira continua o intermitentemente del reactor de tanque agitado 3 y transfiere a un filtro de catalizador 9 donde, sustancialmente, todo el catalizador se separa de la mezcla de reacción para formar: (1 ) Una corriente de reciclado de catalizador 11 que incluye, en esencia, a todo el catalizador y a una cantidad residual del producto de N-(fosfonometil)gIicina; y (2) Un filtrado 13 que contiene mucho del producto de N-(fosfonometil)glicina. La corriente de reciclo de catalizador 11 vuelve a introducirse en el reactor de tanque agitado 3, mientras el filtrado 13 se transporta hacia adelante para concentrar y purificar el producto de N-(fosfonometil) glicina. La temperatura dentro de la zona de reacción por oxidación se mantiene, preferiblemente, lo suficientemente alta respecto de la concentración del producto de N-(fosfonometil)glicina de manera tal que, esencialmente, se disuelva todo el producto de N-(fosfonometii)glicina en el efluente de la mezcla de reacción 7 retirado del reactor de tanque agitado 3. Así, por ejemplo, cuando el producto de N-(fosfonometíl)glicina es el ácido N-(fosfonometil)gllcina libre a una concentración de entre cerca de 7 y cerca de 15% por peso, la temperatura del efluente de la mezcla de reacción retirada del reactor de tanque agitado 3 se mantiene, preferiblemente, a una temperatura comprendida entre cerca de 80 y cerca de 180°C, más preferiblemente entre cerca de 90 y cerca de 150°C, aún más preferiblemente, entre cerca de 90 y cerca de 135°C, incluso más preferiblemente entre cerca de 95 y cerca de 125°C y, todavía más preferiblemente, entre cerca de 95 y cerca de 105°C. Sin embargo, ha de entenderse que la precipitación del producto de N-(fosfonometil)glicina en el efluente de la mezcla de reacción 7 puede ser tolerado y todavía obtenerse resultados satisfactorios. El producto de N-(fosfonometil)glicina precipitado puede ser separado con el catalizador de partículas (ej.: co-filtrado) del resto del efluente de la reacción de mezcla 7. En la puesta en marcha, la mezcla de reacción en la zona de reacción por oxidación 3 y/o la corriente acuosa 1 pueden calentarse para obtener la temperatura deseada para la reacción por oxidación. En caso de requerirse más calor, todo o, al menos, una parte de la energía calórica puede proveerse mediante el bombeo de diversas corrientes de alimentación en el reactor de tanque agitado 3 y en todo el resto del sistema de reactores de manera tal que no sea necesario un precalentador de alimentación convencional independiente. Debido a que la reacción por oxidación es exotérmica, normalmente será necesario eliminar la energía calórica de la mezcla de reacción una vez que ia reacción por oxidación comience a emitir cantidades significativas de calor a los efectos de mantener la temperatura deseada dentro de la zona de oxidación. Según se muestra en la Fig. 2, el exceso de calor en la reacción puede extraerse de la mezcla de reacción dentro del reactor de tanque agitado 3 pasando la mezcla de reacción por un circuito externo de recirculación por transferencia calórica 15 que contenga un intercambiador de calor 16 donde el calor se transfiera indirectamente desde la mezcla de reacción hasta el medio de enfriamiento (por ejemplo, agua de enfriamiento). La temperatura de reacción se controla, por ejemplo, controlando el suministro de agua de enfriamiento al intercambiador de calor 16, en respuesta a la señal emitida por un controlador de temperatura. El calor de reacción puede eliminarse de la zona de reacción por oxidación por otro medio convencional también, como por ejemplo, por bobinas de enfriamiento sumergidas dentro de la mezcla de reacción o por una camisa del contenedor de reactor a través de la cual circula el medio de enfriamiento. La presión total en el reactor de tanque agitado 3 se encuentra, generalmente, entre cerca de O y cerca de 35.15 kg/cm2 y se mantiene, preferiblemente, lo suficientemente alta como para impedir la ebullición de la mezcla de reacción contenida en él. Típicamente, la presión total en el reactor de tanque agitado 3 se encuentra entre cerca de 2.1 y cerca de 35.15 kg/cm2. Al operar la zona de reacción por oxidación dentro del alcance de temperatura especialmente preferido de entre cerca de 95 y cerca de 105°C, la presión total mantenida dentro del reactor de tanque agitado 3 está comprendida, preferiblemente, entre cerca de 2.1 y cerca de 9.2 kg/cm2 y, más preferiblemente, entre cerca de 6.3 y cerca de 7.7 kg/cm2. Pueden utilizarse una amplia gama de concentraciones de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la corriente acuosa 1. Esta incluye la corriente de reciclo de catalizador 11 y cualquier otra corriente de reciclo de otras partes del procedimiento introducidas en el reactor de tanque agitado 3. En los reactores de barros, tales como el reactor de tanque agitado que se muestra en la Fig. 2, la concentración de sustrato en la corriente acuosa 1 se selecciona, preferiblemente, respecto de la temperatura del efluente de la mezcla de reacción 7 de manera tal que, en esencia, se disuelva todo el producto de N-(fosfonometil)glicina deseado. Según se indicó anteriormente, también pueden emplearse concentraciones de sustratos que forman mezclas de reacción con el producto de N-(fosfonometll)glicina a una concentración que excede del limite de solubilidad del producto aunque, generalmente, son menos preferidas. Respecto de muchos procedimientos comerciales de práctica usual, este invento permite el uso de mayores temperaturas y concentraciones de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para preparar N-(fosfonometil) glicina, a la vez que reduce al mínimo la formación de derivados. En los procedimientos comerciales de práctica usual que emplean un catalizador sólo de carbono, con frecuencia ha sido preferible desde el punto de vista económico operar a bajas concentraciones y temperaturas del sustrato a fin de reducir al mínimo la formación de derivado de N-metil-N-(fosfonometil)glicina. Con esos procedimientos y catalizadores, típicamente se emplean temperaturas comprendidas entre cerca de 60 y 90°C para lograr productos económicos y reducir al mínimo la generación de desechos. A dichas temperaturas, la máxima solubilidad de la N-(fosfonometil)glicina es, típicamente, de menos de 6.5% ([masa del sustrato de ácido N-(fosfonometi!)íminodiacético masa de reacción total] x 100%). Sin embargo, con el procedimiento de reacción y catalizador de oxidación preferido de este invento, se reduce al minimo la pérdida de metal noble del catalizador y la des activación del catalizador y se oxida más eficazmente el formaldehído; por lo que se permiten temperaturas de reacción de hasta 180°C (o superiores). El uso de temperaturas más altas de reacción por oxidación y de concentraciones mayores de alimentación de reactores permite incrementar el rendimiento del reactor, reduce la cantidad de agua que debe retirarse por libra de producto de N-(fosfonometil)gliclna producido y disminuye el costo de fabricación de la N-(fosfonometil)gl¡cina. Por lo tanto, este invento ofrece beneficios económicos en relación con muchos procedimientos comerciales de práctica usual. El limite superior preferido sobre la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético depende del sustrato específico empleado. Por ejemplo, en el caso de una sal de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético (ej.: sal de potasio), pueden emplearse concentraciones máximas de hasta 70% por peso ([masa de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético -Í- masa de reacción total] x 100%). Sin embargo, típicamente, se prefiere una concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético de hasta cerca de 50% por peso (especialmente a una temperatura de reacción comprendida entre cerca de 20 y cerca de 180°C). Más preferiblemente, se usa una concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético de hasta cerca de 25% por peso (especialmente a una temperatura de reacción comprendida entre cerca de 60 y cerca de 150°C). Aún más preferiblemente, se usa una concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético comprendida entre cerca de 3 y cerca de 20% por peso (especialmente a una temperatura de reacción comprendida entre cerca de 100 y cerca de 130°C). A temperaturas de reacción preferidas que se encuentran entre cerca del 95 y cerca de 105°C, la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético oscila, preferiblemente, entre cerca de 7 y cerca de 12% por peso y, aún más preferiblemente, entre cerca de 9 y cerca de 10% por peso. En algunas instancias, la fuente del sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiacét¡co introducida en la comente acuosa 1 contiene iones de cloruro (CI") que han sido transportados desde la síntesis del sustrato. Cuando el catalizador contiene un metal noble soportado por carbono, los Iones de cloruro tienden a interactuar con el catalizador para aumentar la lixiviación del metal noble e inhibir la oxidación del derivado de ácido fórmico. Asimismo, los niveles de cloruro pueden tender a elevarse en los sistemas de reactores en los cuales las corrientes (como por ejemplo, provenientes de los pasos de purificación y/o concentración del producto) se reciclan e introducen en la(s) zona(s) de reacción por oxidación, según se describe más adelante. Preferiblemente, la concentración de iones de cloruro en el medio de reacción de fase líquida dentro de la(s) zona(s) de reacción por oxidación se mantiene a no más de aproximadamente 500 ppm por peso; más preferiblemente a no más de aproximadamente 300 ppm por peso e, incluso, más preferiblemente a no más de 100 ppm por peso. Ventajosamente, se establece el control de los niveles de cloruro en la(s) zona(s) de reacción por oxidación introduciendo una fuente de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod¡acét¡co con un contenido de cloruro relativamente bajo. Preferiblemente, la concentración del jón de cloruro en la fuente del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es inferior a aproximadamente 5000 ppm por peso; más preferiblemente, de menos de cerca de 3000 ppm por peso; aún más preferiblemente, de menos de cerca de 2000 ppm por peso y, especialmente, de menos de cerca de 1000 ppm por peso sobre una base seca. Puede producirse una fuente de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético que cumpla con dichas normas, por ejemplo, mediante los procedimientos descritos en las patentes estadounidenses Nos. 4.724.103 y 4.775.498, que se incoforan expresamente al presente por referencia. Asimismo, puede resultar ventajoso utilizar un metal noble profundamente reducido (como por ejemplo, platino) sobre un catalizador de carbono modificado con la adición de rutenio, según se describió anteriormente, a los efectos de catalizar las reacciones en un sistema de reactores por oxidación continua. Dichos catalizadores de rutenio modificados pueden brindar una mayor resistencia al ataque con cloruro y a la lixiviación del metal noble y pueden resultar particularmente adecuados para uso en un sistema de reactores por oxidación continua donde los niveles de cloruro en la(s) zona(s) de reacción por oxidación se elevan debido a diversas corrientes de reciclado. Puede introducirse la fuente de oxigeno en la mezcla de reacción dentro del reactor de tanque agitado 3 por cualquier forma convencional que mantenga la concentración de oxígeno disuelto en la mezcla de reacción al nivel deseado. Preferiblemente, la fuente de oxígeno es un gas que contiene 02, como por ejemplo, aire, O2 puro u O2 diluido con uno o más gases no oxidantes (ej.: He, Ar y N2). Preferiblemente, la fuente de oxigeno es un gas con O2 que tiene, por lo menos, cerca de 95% de moles de O2, típicamente, aproximadamente 98% de moles de 02. El gas con O2 se introduce en la mezcla de reacción de manera tal de proveer un contacto intimo del gas con dicha mezcla. Por ejemplo, un gas con O2 puede introducirse a través de un conducto rociador o distribuidor similar posicionado en la parte inferior del reactor de tanque agitado 3, debajo del impulsor, a fin de que la turbulencia inducida por el impulsor rotativo mezcle íntimamente y distribuya el gas con O2 mientras se eleva a través de la mezcla de reacción. La distribución del gas con O2 dentro de la mezcla de reacción puede mejorarse aún más pasando el gas a través de un difusor, como por ejemplo un elemento poroso o cualquier otro medio bien conocido por los expertos en la técnica. Alternativamente, el gas con O2 puede introducirse en el cabezal sobre la mezcla de reacción, en el reactor de tanque agitado 3. Si ia concentración de oxígeno disuelto en la mezcla de reacción es demasiado grande, la superficie del catalizador tiende a tornarse perjudicialmente oxidada; lo cual, a su vez, tiende a producir una mayor lixiviación y una disminución de la actividad del formaldehído (lo cual, a su vez, induce a una mayor producción de N-metil-N-(fosfonometil)glicina). Para evitar este problema, por lo general se prefiere usar una velocidad de alimentación de oxígeno tal de utilizar, por lo menos cerca del 40%; más preferiblemente, por lo menos, cerca del 60%; aun más preferiblemente, por lo menos, cerca del 80% y todavía más preferiblemente, por lo menos, cerca del 90% del oxígeno. Según se emplea en el presente, el porcentaje de oxígeno utilizado es igual a: (proporción total de consumo de oxígeno + velocidad de alimentación de oxígeno) x 100%. El término proporción total de consumo de oxígeno significa la suma de: (i) La proporción de consumo de oxígeno (R¡) de la reacción por oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar el producto de N-(fosfonometíl) glicina y formaldehído; y (ii) La proporción de consumo de oxígeno (R¡¡) de la reacción por oxidación del formaldehído para formar ácido fórmico; y (iii) La proporción de consumo de oxígeno (R¡¡¡) de la reacción por oxidación del ácido fórmico para formar dióxido de carbono y agua. La presión parcial del oxígeno puede variar en diferentes regiones de la(s) zona(s) de reacción por oxidación. Preferiblemente, la presión parcial del oxígeno en la cabeza sobre la mezcla de reacción líquida en un reactor de tanque agitado está comprendida entre cerca de 0.007 y cerca de 2.4 kg/cm2, más preferiblemente entre cerca de 0.0703 y cerca de 0.7 kg/cm2. Cuando la reacción por oxidación se realiza en un solo sistema de reactores continuos de tanque agitado, el tiempo de residencia en el reactor 3 puede variar ampliamente, dependiendo del catalizador específico utilizado y de las condiciones de reacción por oxidación. Típicamente, el tiempo de residencia está comprendido entre cerca de 3 y cerca de 120 minutos; más preferiblemente, entre cerca de 5 y cerca de 90 minutos; aún más preferiblemente, entre cerca de 5 y cerca de 60 minutos y todavía mas preferiblemente, entre cerca de 15 y cerca de 60 minutos. El tiempo de residencia se define en relación al régimen de flujo del filtrado 13 y el volumen de trabajo del reactor de tanque agitado 3. El catalizador de partículas utilizado en el sistema de reacción por oxidación continua puede contener un soporte en la forma de polvo que exhiba una distribución de tamaño de partículas según se describió anteriormente. Preferiblemente, el tamaño promedio de partículas del catalizador en partículas se encuentra entre aproximadamente 15 y aproximadamente 40 µm; más preferiblemente, de aproximadamente 25 µm. La concentración del catalizador de partículas en la mezcla de reacción dentro del reactor de tanque agitado 3 está comprendida, preferiblemente, entre cerca de 0.1 y cerca de 10 % por peso ([masa del catalizador? masa total de reacción] x 100%). Más preferiblemente, la concentración del catalizador está entre cerca de 0.5 y cerca de 5% por peso; aún más preferiblemente, entre cerca de 1 y cerca de 3% por peso e, incluso más preferiblemente, de aproximadamente 2% por peso. Las concentraciones de más de cerca de 10% por peso resultan difíciles de separar del producto de N-(fosfonometil)glicina. Por otro lado, las concentraciones de menos de cerca de 0.1 % por peso tienden a producir proporciones de reacción Inaceptablemente bajas. El filtro de catalizador 9 usado para separar el catalizador de partículas de la mezcla de reacción 7 retirada del reactor de tanque agitado 3 es, preferiblemente, un filtro adaptado para separación continua del catalizador de la mezcla de reacción; es decir que el filtro de catalizador 9 es capaz de recibir un flujo continuo de mezcla de reacción 7 y de formar continuamente el filtrado 13 y la corriente de reciclo de catalizador 11 sin tener que interrumpir el flujo de la mezcla de reacción introducido en el filtro. De acuerdo con una modalidad especialmente preferida, el filtro de catalizador 9 es un filtro continuo de flujo cruzado o un filtro continuo de contrapulsos. Al practicar el procedimiento de oxidación continua descrito en la Fig. 2, por lo general, se prefiere un filtro de contrapulsos más que uno de flujo cruzado pues los filtros de contrapulsos disponibles actualmente en el mercado típicamente pueden formar una corriente de recicio de catalizador 11 que contenga una mayor concentración de catalizador, a menudo de, por lo menos 5 veces más, en comparación con los filtros de flujo cruzado disponibles en la actualidad en el mercado. La Fig. 2A es un diagrama de flujo esquemático de un sistema de reactores continuos similar al indicado en la Fig. 2, particularmente adaptado para uso de un filtro continuo de contrapulsos como filtro de catalizador 9. Cuando la presión total operativa de la(s) zona(s) de reacción por oxidación es muy superior a la presión atmosférica, según se prefiere, la presión sobre el efluente de la mezcla de reacción 7 retirada del reactor de tanque agitado 3, típicamente, se reduce en relación con ei producto de N-(fosfonometil) glicina concentrado y purificado. Por lo menos una porción de esta reducción de presión puede tener lugar en un tanque de vaporización 17 corriente arriba del filtro de catalizador 9. El tanque de vaporización 17 hace descender la presión en la mezcla de reacción 7 hasta cierto grado y hace que el CO2 disuelto se evapore instantáneamente de la mezcla y ventee como vapor desde el tanque de vaporización. El tanque de vaporización 17 reduce la presión a la cual debe operar el filtro de catalizador continuo de contrapulsos 9; con lo cual disminuyen los costos de capital y la complejidad del sistema de filtros. Una fuente de oxigeno (como por ejemplo, un gas con O2) puede introducirse en el tanque de vaporización 17 para oxidar aún más el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la mezcla de reacción 7 que no se oxidó en el reactor de tanque agitado 3, como así también para oxidar aún más ios derivados de formaldehído y ácido fórmico presentes en la mezcla de reacción. De esta forma, el tanque de vaporización 17 puede actuar como otra zona de reacción por oxidación en serie con el reactor de tanque agitado 3. El sistema de filtros de contrapulsos continuos incluye un elemento de filtro y, preferiblemente, es operado adiabáticamente; aunque puede estar equipado con posibilidades de calentamiento o enfriamiento. Preferiblemente, el líquido usado para efectuar contrapulsos del elemento de filtros y retirar el catalizador separado constituye una parte del filtrado 13. Este se desplaza hacia adelante para concentrar y purificar el producto de N-(fosfonometil)glicina; mientras que la corriente del catalizador de reciclo 11 se retira continuamente del filtro de catalizador 9 y transfiere a un tanque opcional de retención del catalizador 5 (también denominado tanque de reciclo de catalizador o tanque de barros de catalizador) antes de volver a introducir el catalizador en el reactor de tanque de reactor agitado 3. Si bien el filtro de catalizador 9 en el sistema de reactores de oxidación indicado en las Figs. 2 y 2A es, preferiblemente un filtro de contrapulsos continuos, ha de reconocerse que los filtros de flujo cruzado se prefieren más en algunos casos. El sistema descrito en la Fig. 2B es similar al que se muestra en las Figs. 2 y 2A, con excepción de que el filtro de catalizador 9 se coloca dentro del circuito externo de recirculación de transferencia calórica 15, en lugar de colocarse en un circuito de reciclo de catalizador independiente. En dicha modalidad, el filtro de catalizador 9 es, preferiblemente, un filtro de flujo cruzado continuo. Típicamente, un tanque de vaporación instantánea previo a filtrado no se usa conjuntamente con un filtro de flujo cruzado. Asimismo, debido al volumen relativamente grande de la corriente de recicio de catalizador 11 que surge de un filtro continuo de flujo cruzado, típicamente se omite de la misma manera un tanque de retención de catalizador. Aparte de los filtros de flujo cruzado y contrapulsos, el filtro de catalizador 9 usado en un sistema de reactores de oxidación continua puede ser, alternativamente, un filtro de vacío o incluir un conjunto de filtros de hoja utilizados para tratar un flujo continuo de efluente de mezcla de reacción 7 en ciclos de filtrado escalonados. Como otra alternativa, el reactor de tanque agitado 3 puede incluir un filtro de catalizador interno (ej. un elemento poroso) que impida que el catalizador de partículas sea retirado con el efluente de la mezcla de reacción 7, de manera tal que ei catalizador quede, en esencia, retenido dentro de la zona de reacción por oxidación y que el efluente de la mezcla de reacción quede, sustancialmente, libre del catalizador de partículas. Asimismo, ha de reconocerse que pueden emplearse otros medios para la separación del catalizador en lugar (o además del) filtro de catalizador 9. Por ejemplo, el catalizador podría separarse del efluente de la mezcla de reacción por oxidación por medio de una centrifuga. A medida que el catalizador se va desactivando con el uso puede ser, al menos parcialmente, reactivado continua o intermitentemente. La reactivación puede implicar reducir la superficie del catalizador después de que se ha oxidado mucho. En ese caso, la superficie puede, por ejemplo, lavarse para remover los compuestos orgánicos, para luego reducirse mediante el empleo de los tratamientos de reducción descritos anteriormente. Un tratamiento de reducción tal puede abarcar, por ejemplo, la introducción continua o intermitente de un agente reductor en el sistema de reactores. La reactivación también puede lograrse, por ejemplo, introduciendo un promotor suplementario, especialmente óxido de bismuto, en el sistema de reactores descrito anteriormente. De acuerdo con una modalidad especialmente preferida de la presente invención, se introduce un promotor suplementario (ej.: BÍ2O3) continua o intermitentemente en el sistema de reactores continuos de manera tal que la concentración de ácido fórmico en el efluente de la mezcla de reacción retirado desde la última zona de reacción por oxidación se mantenga entre cerca de 6000 ppm, más preferiblemente de aproximadamente 1000 y cerca de 3000 ppm. De acuerdo con una práctica especialmente preferida de la presente invención, se monitorea la concentración de ácido fórmico en el efluente de la mezcla de reacción retirado de la última zona de reacción de oxidación. Una vez que la concentración medida excede de aproximadamente 6000 ppm, más preferiblemente de aproximadamente 3000 ppm, aún más preferiblemente aproximadamente 2000 ppm, la introducción continua o intermitente de un promotor suplemental en el sistema del reactor se inicia y continua hasta que empieza a deciinar la concentración de ácido fórmico en el efluente de la mezcla de reacción retirado de la última zona de reacción de oxidación. Preferiblemente, el régimen de adición del promotor suplemental al sistema del reacción es tal que la concentración de ácido fórmico en el efluente de la mezcla de reacción retirado de la última zona de reacción de oxidación continúa hasta que empieza a elevarse durante un tiempo después de la adición de un promotor suplemental al sistema. En el caso de BÍ2O3 agregado al sistema de reactores como un promotor suplemental, la relación en peso de BÍ2O3 agregado al sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminoacético alimentado al sistema es de aproximadamente 1 :20, 000,000 a alrededor de 1 :200,000. Aunque es opcional en el sistema de reactores de oxidación continuo mostrado en la Flg. 2A, el tanque 5 que contiene el catalizador puede ser ventajoso cuando se utiliza un catalizador en partículas reducido profundamente dado que provee un lugar para que la masa del catalizador se reactive uniformemente. Como se muestra en la Fig. 2A, un agente reductor 18 y/o un promotor suplemental 19 pueden introducirse en el tanque que contiene el catalizador 5 que contiene catalizador reciclado. El agente reductor y/o promotor suplemental puede agregarse alternativamente de manera directa a la(s) zona(s) de reacción de oxidación o introducirse en cualquier parte del sistema de reactores. Además se deberá reconocer que con sólo permitir que el catalizador reciclado se asiente en el tanque de retención de catalizador 5 con la mezcla de reacción residual también puede reducir ventajosamente ia superficie del catalizador (particularmente uno que contenga un metal noble soportado por carbono). Preferiblemente, el tanque de retención de catalizador está sustancialmente libre de 02 y demás gases oxidantes. En consecuencia, puede resultar ventajoso introducir (por ej., por rociado) nitrógeno u otro agente no oxidante en el tanque 5 para ayudar a remover O2. Se cree que permitiendo que la suspensión de un catalizador de partículas y la suspensión residual permanezcan fuera de la(s) zona(s) de reacción por oxidación en un entorno sustancialmente libre de 02 durante un período de tiempo antes de volverlo a introducir en la(s) zona(s) de reacción por oxidación reduce la superficie del catalizador y permite obtener un grado de reactivación y prolongar la vida útil del catalizador. El tanque de retención de catalizador o el tanque de suspensión del catalizador 5 pueden tener diversas configuraciones; aunque, típicamente, se trata de un tanque agitado en el cual la suspensión que contiene al catalizador de partículas y la mezcla de reacción residual se agita con un impulsor rotativo para mejorar la uniformidad en la suspensión de catalizador impidiendo que éste se asiente en la parte inferior del tanque 5 y, además, promueve la reactivación uniforme del catalizador. El tiempo de residencia del catalizador en el tanque de retención del catalizador 5 puede ajustarse regulando el volumen de la suspensión de catalizador en el tanque de retención de catalizador respecto del volumen de trabajo del medio de reacción dentro de la(s) zona(s) de reacción por oxidación. Los tiempos de residencia del catalizador más prolongados en el tanque de retención de catalizador 5, por lo general, resultan beneficiosos para el desempeño del catalizador. Sin embargo, debido a que los tiempos de residencia más prolongados requieren de un mayor inventario de catalizadores en el sistema, los beneficios de los tiempos de residencia más prolongados deben sopesarse contra los mayores costos de catalizadores, que pueden llegar a ser significativos, especialmente en el caso de un catalizador que contiene un metal noble soportado por carbono. Preferiblemente, el tiempo de residencia del catalizador reciclado en el tanque de retención de catalizador es de, por lo menos, 2 minutos; más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 5 minutos; aún más preferiblemente, de entre cerca de 5 y cerca de 40 minutos. Pueden observarse menores pérdidas de metal noble con este invento si se mantiene o introduce un agente reductor de sacrificio en la solución de reacción. Entre los agentes reductores adecuados, se incluyen: formaldehído, ácido fórmico y acetaldehído. Más preferiblemente, se usa ácido fórmico, formaldehído o mezclas de ellos (que, por ejemplo, pueden a menudo obtenerse ventajosamente de las diversas corrientes de recicio descritas en el presente). También puede purgarse continua o intermitentemente el catalizador (por ejemplo, el catalizador que ha disminuido actividad y/o selectividad) vía una corriente de purga de catalizador 20 y reemplazada por catalizador fresco vía la corriente de alimentación de catalizador fresco 21. Al purgar intermitentemente el catalizador, la totalidad de la masa del catalizador puede purgarse del procedimiento simultáneamente (lo cual es, usuaimente, el método más preferido) o bien puede purgarse una fracción de la masa del catalizador en diversos incrementos de tiempo. En otras palabras, el purgado intermitente incluye cualquier purga repetida del catalizador que no es continuo. De acuerdo con una modalidad más preferida de la presente invención, la oxidación continua del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en presencia de una suspensión de catalizador heterogéneo de partículas se escalona en dos o más zonas de reacción por oxidación sustancialmente retromezcladas (es decir, retromezcladas en, por lo menos, la fase líquida) y operadas en serie. Resulta ventajosa una combinación de dos o más zonas de reacción por oxidación retromezcladas en serie, pues dicho sistema de reactores tiende a comportarse más como un reactor de flujo-pistón produciendo menos derivados y mejorando el rendimiento del producto de N-(fosfonometil)glicina. Asimismo, la combinación de dos o más zonas de reacción ofrece la habilidad de variar las condiciones de la reacción de acuerdo con la cinética de reacciones prevaleciente en diferentes etapas de la reacción por oxidación. La oxidación de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se comporta aproximadamente como una reacción de orden cero respecto de la concentración de sustrato hasta que la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético disminuye hasta llegar a un máximo de cerca del 4.5 % por peso; más típicamente, a no más de aproximadamente 2.7% por peso; aún más típicamente, entre cerca de 0.4 y cerca de 1.8% por peso e, incluso todavía más típicamente, entre cerca de 0.4 y cerca de 1.3% por peso y, bastante más típicamente, a hasta aproximadamente 1 % por peso. Cuando, por ejemplo, la concentración de sustrato en la alimentación acuosa para la primera zona de reacción corresponde a cerca dei 9% por peso, la reacción tenderá a comportarse aproximadamente como una reacción de orden cero respecto del sustrato hasta que, por lo menos, cerca del 50%; más típicamente, por lo menos cerca del 70%; aún más típicamente, de cerca de 80 a cerca del 95%, y todavía más típicamente de cerca de 85 a cerca del 95% del sustrato se haya consumido. En este punto, la velocidad de oxidación se toma una función más fuerte de la concentración de sustrato (es decir, la oxidación se aproxima a un comportamiento de primer orden respecto de la concentración de sustrato) y, en consecuencia, tiende a disminuir a medida que se reduce más la concentración de sustrato. A medida que la velocidad de oxidación se toma una función más fuerte de la concentración de sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiacético, la oxidación del sustrato tiende a ser más lenta que las reacciones de oxidación simultáneas de los derivados de formaldehído y ácido fórmico. Al utilizar un sistema de reactores de oxidación continua que incluyen dos o más zonas de reacción por oxidación en serie, puede controlarse el tiempo de residencia y/o alimentación de oxígeno en la primera zona de reacción a fin de que la reacción en la primera zona de reacción se comporte sustancialmente como una reacción de orden cero respecto de la concentración de sustrato (es decir, el tiempo de residencia en el primer reactor puede controlarse con el objeto de que la conversión de sustrato en el primer reactor sea suficiente como para formar una mezcla de reacción con una concentración de sustrato de no más de cerca del 4.5% por peso; más preferiblemente, de no más de cerca de 2.7% por peso; aún más preferiblemente, de entre cerca de 0.4 y cerca de 1.8% por peso e, incluso más preferiblemente, de entre cerca de 0.4 y cerca de 1.3 % por peso y todavía mucho más preferiblemente, de cerca del 1 % por peso). Esta mezcla de reacción podrá, entonces, ser transferida a la segunda zona de reacción y subsiguientes, donde la reacción se comporte, en esencia, como una reacción de primer orden respecto de la concentración de sustrato. De esta forma, la configuración de reactores y/o condiciones de la reacción (como por ejemplo, tipo de catalizador, edad promedio del catalizador, concentración de catalizador, concentración de oxígeno, temperatura, presión, etc.) pueden controlarse de manera precisa e independientemente en cada zona de reacción a fin de aprovechar al máximo las etapas de la reacción y la oxidación de los derivados de formaldehído y ácido fórmico. La Fig. 3 muestra un sistema de reactores de oxidación continua preferido de acuerdo con la presente invención que incluye dos zonas de reacción por oxidación retromezcladas y escalonadas en serie. Las zonas de reacción por oxidación retromezcladas están, preferiblemente, provistas de dos reactores continuos de tanque agitado 3 y 40. Una corriente acuosa 1 que contiene un sustrato de ácido N-(fosfonometil)¡m¡nodiacét¡co se introduce continua o intermitentemente en el primer reactor de tanque agitado 3, junto con una fuente de oxígeno, preferiblemente un gas con O2. El sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético se oxida continuamente en el primer reactor de tanque agitado 3 en presencia del catalizador heterogéneo de partículas para formar una mezcla de reacción acuosa intermedia 41 que contiene un producto de N-(fosfonometil)glicina y un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar que se retira continua o intermitentemente del primer reactor de tanque agitado 3. Una corriente acuosa intermedia 42 que contiene: (a) El producto de N-(fosfonometil)gIicina de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 ; y (b) El sustrato de ácido N-fosfonometiI)lminod¡acét¡co sin reaccionar que proviene también, al menos en parte, de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 se introduce en el segundo reactor de tanque agitado 40. Típicamente, también se introduce más oxígeno en el segundo reactor de tanque agitado 40, preferiblemente también en la forma de un gas con O2. En el segundo reactor de tanque agitado 40, se oxida continuamente más sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en presencia del catalizador heterogéneo de partículas para formar un efluente de mezcla de reacción final 45 que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina. El cabezal sobre la mezcla de reacción dentro de los reactores de tanque agitado 3 y 40 se ventea para remover el vapor con C0 de las zonas de reacción por oxidación a medida que avanza la reacción por oxidación. Si bien la corriente acuosa intermedia 42 se muestra en la Fig. 3 como conteniendo la totalidad de la mezcla de reacción acuosa intermedia, ha de reconocerse que, en algunas modalidades de la presente invención, la corriente acuosa intermedia 42 contendrá menos de la totalidad de ia mezcla de reacción acuosa intermedia 41. Por ejemplo, el catalizador heterogéneo de partículas podrá retirarse parcial o totalmente, de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 , según se describe más adelante (Figs. 5 y 6). Asimismo, se entenderá que la primera y segunda zonas de reacción por oxidación no tienen que estar contenidas dentro de recipientes de los reactores de tanque agitado separados 3 y 40 que se muestran en la Fig. 3. Dentro de un solo recipiente de reactor dividido en compartimientos pueden escalonarse en serie y contenerse muchas zonas de reacción por oxidación, que se proveen con deflectores u otros medios de separación entre zonas de reacción. En la modalidad que se muestra en la Fig. 3, el catalizador de partículas fluye desde la zona de reacción en el primer reactor de tanque agitado 3 hasta ia zona de reacción en el segundo reactor de tanque agitado 40. Preferiblemente, el catalizador de partículas es el de oxidación profundamente reducida descrito anteriormente. El catalizador se introduce continua o intermitentemente en el primer reactor de tanque agitado 3 vía la corriente de alimentación de catalizador 39. Según se indica en la Flg. 3, la corriente de alimentación de catalizador 39 puede combinarse como parte de una corriente acuosa 1 que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. El catalizador se retira continua o intermitentemente del primer reactor de tanque agitado 3 como parte de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 , se introduce continua o intermitentemente en el segundo reactor de tanque agitado 40 como parte de la corriente acuosa intermedia 42 y, finalmente, se retira continua o intermitentemente del segundo reactor de tanque agitado 40 como parte del efluente de mezcla de reacción final 45. El efluente de mezcla de reacción final 45 se despresuriza opcionalmente en el tanque de vaporización 17 y se transfiere al filtro de catalizador 9. En éste, sustancialmente todo el catalizador de partículas se separa del efluente de mezcla de reacción final 45 para formar: (1) Una corriente de reciclado de catalizador 11 que contiene, en esencia, la totalidad del catalizador y una cantidad residual del producto de N-(fosfonometil)glicina proveniente de la mezcla de reacción final 45; y (2) Un filtrado 13 que contiene el grueso del producto de N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción final 45. En la modalidad que se muestra en la Flg. 3, el filtro de catalizador 9 es, preferiblemente, un sistema de filtros de contrapulsos continuos a los efectos de reducir al mínimo el volumen de la corriente de reciclo del catalizador y preservar el efecto escalonado en el sistema de reactores. La corriente de reciclo de catalizador 11 se dirige al tanque de retención de catalizador 5 y nuevamente introducida en el primer reactor de tanque agitado 3 vía la corriente de alimentación de catalizador 39; mientras que el filtrado 13 se desplaza hacia adelante a fin de concentrar y purificar el producto de N-(fosfonometi!)glicina. A medida que el catalizador se va desactivando con el uso puede, al menos parcialmente, reactivarse según se describió anteriormente poniendo en contacto continuo o intermitente al catalizador en partículas con el agente reductor 18 (ej. en el tanque de retención de catalizador 5) y/o introduciendo un promotor suplementario 19 en el procedimiento (ej.: en el tanque de retención de catalizador 5 y/o directamente en el primer y/o segundo reactor de tanque agitado 3 y 40). El catalizador (ej.: catalizador con actividad y/o selectividad disminuida) puede ser continua o intermitentemente purgado del sistema a través de la corriente de purga de catalizador 20 y reponerse con catalizador fresco a través de la corriente de alimentación de catalizador 21. Durante la puesta en marcha, el sistema de reactor que se indica en la Fig. 3, la corriente de alimentación de catalizador 39 y/o la corriente acuosa 1 introducida en el primer reactor de tanque agitado 3 puede calentarse a fin de obtener la temperatura deseada en las zonas de reacción por oxidación. Durante las operaciones de estado estacionario o casi estacionario, el calor por reacción exotérmica es, comúnmente, suficiente para llevar a los materiales de carga a la temperatura de reacción deseada y el exceso del calor de reacción se retira de la mezcla reactiva en el primer reactor 3 vía un intercamblador de calor 16 en el circuito externo de recirculación de transferencia calórica 15. La temperatura de reacción se controla, por ejemplo, controlando el suministro de agua de enfriamiento al intercamblador de calor 15 en respuesta a la señal de un controlador de temperatura. De manera similar, la temperatura de la mezcla de reacción en la segunda zona de reacción por oxidación en el reactor 40 puede estar controlada por la velocidad de eliminación de calor vía el intercambiador de calor 48 en el circuito externo de recirculación por transferencia calórica 47 asociado al segundo reactor. Sin embargo, la segunda zona de reacción por oxidación puede operarse sin el circuito de transferencia calórica 47 (es decir, operada adiabáticamente). Por ejemplo, en algunos casos, la conversión inherente del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y la oxidación existente del formaldehído y del ácido fórmico son tan limitadas en el segundo reactor de tanque agitado 40 que el calor emanado de las reacciones por oxidación no necesita de enfriamiento de la mezcla de reacción. Cuando se desee completar la reacción en el segundo reactor 40 a una temperatura superior a la prevaleciente en el primer reactor 3, el calor autógeno de reacción en el segundo reactor puede aportar todo o parte del calor necesario para elevar la temperatura de la corriente acuosa 42 y mantener la diferencia de temperatura deseada entre el primer reactor y el segundo.

La temperatura de la mezcla de reacción dentro del segundo reactor de tanque agitado 40 se mantiene, preferiblemente, lo suficientemente alta respecto de la concentración del producto de N-(fosfonometll)glicina de manera tal que, en esencia, todo el producto de N-(fosfonometiI)glicina en el efluente de la mezcla de reacción final 45 retirado del segundo reactor permanece disuelto. Opcionaimente, el producto de N-(fosfonometil) glicina precipitado en el efluente de mezcla de reacción final 45 puede estar separado con el catalizador de partículas como parte de la corriente de reciclo de catalizador 11. Ha de reconocerse que la temperatura de la mezcla de reacción dentro de ios reactores de tanque agitado 3 y 40 puede variar entre reactores. Por ejemplo, debido a que la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 no está filtrada y también contiene una menor concentración del producto de N-(fosfonometll)glic¡na que el efluente de mezcla de reacción final 45, la temperatura de la mezcla de reacción dentro del primer reactor de tanque agitado 3 puede ser, típicamente, en cierto modo inferior a la temperatura operativa preferida de la mezcla de reacción en el segundo reactor de tanque agitado 40. Preferiblemente, el primer reactor de tanque agitado 3 está operado a una temperatura comprendida entre cerca de 80 y cerca de 120°C; más preferiblemente, entre cerca de 85 y cerca de 110°C y, aún más preferiblemente, entre cerca de 95 y cerca de 100°C; mientras que el segundo reactor de tanque agitado 40 está operado, preferiblemente, a una temperatura comprendida entre cerca de 80 y cerca de 120°C; más preferiblemente, entre cerca de 85 y cerca de 110°C, e incluso más preferiblemente, entre cerca de 100 y cerca de 105°C. La operación del primer reactor de tanque agitado 3 a una temperatura inferior resulta, a menudo, ventajoso para reducir la velocidad de formación de ia N-metil-N-(fosfonometli)glicina, que aumenta a más altas temperaturas. La presión total en el primer y segundo reactor de tanque agitado 3 y 40 se mantiene, preferiblemente, lo suficientemente alta como para impedir que la mezcla de reacción en las zonas de reacción por oxidación entre en ebullición y está comprendida, en general, entre cerca de 0 y cerca de 35.15 kg/cm2. Típicamente, la presión total en los reactores de tanque agitado 3 y 40 está comprendida entre cerca de 2.1 y cerca de 35.15 kg/cm2. Al mantener la temperatura de la mezcla de reacción en la primera y segunda zona de reacción dentro de los valores de temperatura preferidos y divulgados anteriormente, la presión total mantenida dentro del primero y segundo reactor de tanque agitado 3 y 40 se encuentra, preferiblemente, entre cerca de 5.6 y cerca de 9.1 kg/cm2. La presión parcial del oxigeno puede variar en diferentes regiones de las zonas de reacción por oxidación. Preferiblemente, la presión parcial del oxígeno en el cabezal por encima de la mezcla de reacción líquida en los reactores de tanque agitado 3 y 40 se encuentra entre cerca de 0.007 y cerca de 2.4 kg/cm2; más preferiblemente, entre cerca de 0.0703 y cerca de 0.703 kg/cm2. Particularmente, cuando la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la corriente acuosa 1 (que incluye la corriente de reciclo de catalizador 11 y a cualquier otra corriente de reciclado de otras partes del procedimiento) se encuentra entre 7 y cerca de 12% por peso y, aún más particularmente, cerca de 9% por peso, se prefiere típicamente que el tiempo de residencia en el primer reactor de tanque agitado 3 sea tal de que la conversión del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto de N-(fosfonometil)glicina en la primera zona de reacción por oxidación sea de, por lo menos, cerca del 50%; más preferiblemente de, por lo menos, cerca del 70%; aún más preferiblemente, comprendida entre cerca de 80 y cerca del 95% y, todavía más preferiblemente, entre cerca del 85 y cerca del 95% y, con mayor preferencia, cerca del 90%. El tiempo de residencia necesario para lograr el grado deseado de conversión variará según las condiciones de reacción por oxidación empleadas en el primer reactor de tanque agitado 3. Típicamente, el tiempo de residencia en el primer reactor de tanque agitado 3 se encuentra entre cerca de 5 y cerca de 50 minutos; preferiblemente, entre cerca de 10 y cerca de 30 minutos; aún más preferiblemente, entre cerca de 14 y cerca de 24 minutos e, incluso aún más preferiblemente, de 20 minutos aproximadamente. El tiempo de residencia en el segundo reactor de tanque agitado 40 está comprendido, típicamente, entre cerca de 1 y cerca de 50 minutos; más preferiblemente, entre cerca de 1 y cerca de 30 minutos; aún más preferiblemente, entre cerca de 3 y cerca de 20 minutos e, incluso todavía más preferiblemente, entre cerca de 6 y cerca de 12 minutos y, con aún más preferencia, de 8 minutos aproximadamente. La conversión lograda a un tiempo de residencia dado tienden a disminuir a medida que la actividad del catalizador va disminuyendo con el uso; lo cual requiere de la fortificación de la actividad del catalizador por reactivación o carga del sistema con catalizador fresco o mediante un aumento de la velocidad de alimentación de O2. Preferiblemente, la relación del volumen de trabajo de la mezcla de reacción en el primer reactor de tanque agitado 3 respecto del volumen de trabajo de la mezcla de reacción en el segundo reactor de tanque agitado 40 sea mayor que 1 ; más preferiblemente, mayor que 1 y de hasta cerca de 10; aún más preferiblemente, entre cerca de 1.1 y cerca de 5 e, incluso más preferiblemente, entre cerca de 1.1 y cerca de 2.5. Normalmente, cuando el sistema de reactores continuos abarca dos reactores de tanque agitado en serie, la alimentación total de oxigeno introducida en el sistema de reactores continuos (es decir, la carga de oxigeno combinada para ambos reactores de tanque agitado 3 y 40) y la cantidad de alimentación total de oxígeno asignada a cada uno de los reactores de tanque agitado se ajusta a fin de afectar la producción y calidad del producto de N-(fosfonometil)giicina. En una modalidad, el total de oxígeno introducido en el sistema de reactores continuos por mol de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético en ia corriente acuosa 1 introducida en el primer reactor de tanque agitado 3 es variada a fin de controlar la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción final 45 retirada del segundo reactor de tanque agitado 40. La concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)íminodiacético sin reaccionar en la mezcla de reacción final 45, por lo general, se reduce al mínimo a ios efectos de evitar pérdidas de producción excesivas. Preferiblemente, la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar no supera aproximadamente las 2000 ppm en el efluente de la mezcla de reacción final. Sin embargo, la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción final 45 debe permanecer lo suficientemente alta como para inhibir la velocidad a la cual el producto N-(fosfonometil)glicina se oxida para formar el ácido aminometilfosfónico. La velocidad de formación de ácido aminometilfosfónico es, según parece, inversamente proporcional a la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. En consecuencia, se prefiere que la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonomet?l)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción final 45 se mantenga dentro de los valores comprendidos entre cerca de 200 y cerca de 2000 ppm; más preferiblemente, entre cerca de 500 y cerca de 1500 ppm, y con mayor preferencia, entre 500 y cerca de 700 ppm por peso. Típicamente, se obtiene una concentración adecuada de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción final 45 cuando el total de oxigeno introducido en el sistema de reactores continuos se encuentra entre cerca de 0.5 y cerca de 5; más preferiblemente, entre cerca de 1 y cerca de 3; aún más preferiblemente, entre cerca de 1.5 y cerca de 2.5 moles de O2 por mol de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético en la corriente acuosa 1 introducida en el primer reactor de tanque agitado 3. Asimismo, se selecciona la asignación de la alimentación total de oxigeno en el sistema de reactores continuos entre los reactores de tanque agitado 3 y 40 a los efectos de reducir la cantidad de derivados en el efluente de la mezcla de reacción final 45. La proporción de la alimentación total de oxígeno en el sistema de reactores continuos introducida en el primer reactor de tanque agitado 3 se encuentra entre cerca del 10% y cerca del 95%; más preferiblemente, entre cerca del 30% y cerca del 95%; aún más preferiblemente entre el 50% y cerca del 95% y, con mayor preferencia, entre cerca del 70% y cerca del 90'%, siendo la porción restante de la alimentación total de oxígeno introducida en el segundo reactor de tanque agitado 40. En la práctica de la presente invención, puede medirse la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar, del producto de N-(fosfonometil) glicina y/o de los derivados por oxidación en la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 retirada del primer reactor de tanque agitado 3 y/o en el efluente de la mezcla de reacción final 45 retirado del segundo reactor de tanque agitado 40. Basado en dichas mediciones, puede ajustarse la alimentación total de oxigeno en el sistema de reactores continuos y/o la asignación de la alimentación total de oxígeno entre el primer y segundo reactor de tanque agitado 3 y 40 a fin de afectar beneficiosamente la producción y calidad del producto de N-(fosfonometil)gilcina. La concentración de sustrato de ácido N- (fosfonometil)lminod¡acét¡co sin reaccionar, del producto de N-(fosfonometil)glicina y/o de los derivados por oxidación puede medirse empleando el análisis de las muestras de corrientes por cromatografía líquida a alta presión (HPLC) o por espectroscopia infrarroja de transformación de Fourier (FTIR). Además, puede utilizarse un espectrómetro FTIR para proporcionar un análisis composicional en tiempo real de las corrientes de efluentes de los reactores y estos datos utilizarse para ajustar la práctica de alimentación de oxígeno en el sistema de reactores continuos. El uso en línea de espectroscopia infrarroja para medir concentraciones de analltos en mezclas de reacción de oxidación tales como las preparadas de acuerdo con la presente invención para usarse en el control del procedimiento y la detección del punto final se describieron en una solicitud provisional de patente de E.U.A. No. titulada "Use of Infrared Spectroscopy for On-Line Process Control and Endpolnt Detection" (Referencia del Apoderado MTC 6767; 39-21(51882)), presentada el 22 de mayo del 2001 , toda la descripción de la cual se incorpora expresamente en la presente por referencia. Normalmente, cuando el sistema de reactores continuos abarca dos reactores continuos de tanque agitado 3 y 40 en serie, la velocidad de alimentación de oxígeno respecto de la primera zona de reacción se encuentra, preferiblemente, entre cerca de 0.5 y cerca de 10; más preferiblemente, entre cerca de 0.5 y cerca de 5; aún más preferiblemente, entre cerca de 1.0 y cerca de 4.0 moles de O2 por mol de sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiacético contenido en la corriente acuosa 1 introducida en el primer reactor 3. La proporción de alimentación de oxígeno en la segunda zona de reacción se encuentra, preferiblemente, entre cerca de 0.5 y cerca de 10; más preferiblemente, entre cerca de 0.5 y cerca de 5; aún más preferiblemente, entre cerca de 2 y cerca de 4 moles de O2 por mol de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético contenido en la corriente de alimentación a la segunda zona de reacción. Cuando el procedimiento emplea dos reactores de tanque agitado en serie, la relación molar del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético respecto del producto de N-(fosfonometil)glicina en el primer reactor se mantiene, preferiblemente, de manera tal que la relación molar de oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sea de, por lo menos, cerca de lo; más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 20; aún más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 100 y con mayor preferencia de, por lo menos, cerca de 200 veces tan rápida como la relación molar de oxidación del producto de N-(fosfonometil)glicina. Puede hacerse uso de diversas alternativas al esquema de flujo indicado en la Fig. 3 con el propósito de hacer circular el catalizador heterogéneo de partículas a través de las zonas de reacción por oxidación retromezcladas dentro del sistema de reactores continuos. En las Figs. 4 a 6 se muestran ejemplos de dichos esquemas de flujo alternativos. En cada uno de ios esquemas de flujo indicados en las Figs. 3 a 7, típicamente se mantiene la edad del catalizador dentro del alcance deseado o controlado próximo al nivel específico agregando continua o intermitentemente catalizador fresco a la(s) corriente(s) de reciclo de catalizador o directamente en alguna de las zonas de reacción. Dicha edad del catalizador puede, opcionalmente, ser aún más controlada purgando también continua o intermitentemente una porción del catalizador de la(s) corriente(s) de reciclo del catalizador. A menudo, la cantidad de catalizador purgado es igual a la cantidad de catalizador fresco agregado al sistema. El purgado y agregado intermitente del catalizador incluye cualquier purgado y agregado repetido que no sea continuo. Por ejemplo, el purgado y agregado intermitente incluye el retiro periódico del catalizador de una corriente de reciclo de catalizador, con la adición de catalizador fresco en un punto corriente abajo del punto de retiro dentro del circuito de recirculación del catalizador. El purgado y agregado intermitente también incluye, por ejemplo, el retiro de todo el catalizador de un número mucho menor que la totalidad de las zonas de reacción por vez, para luego agregar un lote completamente fresco de catalizador a un número mucho menor que la totalidad de las zonas de reacción. El purgado y agregado intermitente adicional incluye, por ejemplo, retirar todo el catalizador del sistema de reactores continuos al mismo tiempo y, después, agregar un lote completamente fresco de catalizador por ejemplo, una vez que la producción del producto de N-(fosfonometil)glicina del sistema de reactores ha alcanzado un valor objetivo predeterminado basado en la vida útil calculada de la carga del catalizador). El último método es, típicamente, el más preferido debido a, por ejemplo, el hecho de que con frecuencia resulta difícil estabilizar el sistema cuando sólo se purgan y agregan porciones de la carga de catalizador en un tiempo determinado. Además, por ejemplo, resulta difícil analizar cualquier modificación (a saber, mejoras nuevas) a un catalizador sin primero remover todo el catalizador no modificado. Es de destacar, también, que durante la puesta en marcha del sistema de reactores de oxidación continua, puede resultar ventajoso operar el sistema durante un tiempo con una carga de catalizador significativamente menor a la de diseño (como por ejemplo, el 75% de la carga de diseño del catalizador) y, después cargar crecientemente con más catalizador el sistema hasta llegar a una carga de catalizador óptima en las condiciones operativas prevalecientes. La Fig. 4 muestra una modalidad que brinda más flexibilidad al permitir el manipuleo de la carga de catalizador en el primer y segundo reactor de tanque agitado 3 y 40, de manera tal de mantener una carga mayor de catalizador deseada en el segundo reactor de tanque agitado 40 hasta compensar, al menos parcialmente, la fuerza impulsora de la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético típicamente presente debido a la menor concentración de sustrato en la segunda zona de reacción. El catalizador se introduce continua o intermitentemente en ei primer reactor de tanque agitado 3 vía la corriente de alimentación de catalizador 39. A continuación, se retira continua o intermitentemente el catalizador del primer reactor de tanque agitado 3 como parte de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41, se introduce continua o intermitentemente en el segundo reactor de tanque agitado 40 como parte de la corriente de carga acuosa intermedia 42 y finalmente, se retira intermitente o continuamente del segundo reactor de tanque agitado 40 como parte de la mezcla de reacción acuosa final 45. Después, el catalizador se retira, en esencia, de la mezcla de reacción acuosa final 45 mediante el filtro de catalizador 9 para formar: (1) Una corriente de reciclado de catalizador 11 que contiene, esencialmente, la totalidad del catalizador y una cantidad residual de producto de N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción final acuosa 45; y (2) Un filtrado 13 que contiene el grueso del producto de N-(fosfonometil)gllcina de la mezcla de reacción acuosa final 45. La corriente de reciclo de catalizador 11 se divide en la corriente de alimentación de catalizador 39 y en una corriente de alimentación de catalizador intermedia 50. La corriente de alimentación de catalizador 39 se recicla nuevamente hasta el primer reactor de tanque agitado 3; mientras que la corriente de alimentación de catalizador intermedia 50 se recicla nuevamente hasta el segundo reactor de tanque agitado 40. Preferiblemente, se purga continua o intermitentemente al catalizador del sistema de reactores continuos a través, por ejemplo, de la corriente de purga de catalizador 51 y/o corriente de purga de catalizador 53 y se repone a través de, por ejemplo, la corriente de alimentación de catalizador 55 y/o la corriente de alimentación de catalizador 57. El catalizador podría, alternativa o adicionalmente, ser purgado de la corriente de reciclo de catalizador 11 y, de la misma manera, podría, alternativa o adicionalmente agregarse catalizador fresco en la corriente de reciclo de catalizador 11 previo a dividir la corriente de reciclo 11 en las corrientes de reciclo de catalizador 39 y 50. El catalizador también puede estar, al menos en parte, reactivado según se describió anteriormente introduciendo intermitente o continuamente un agente reductor y/o promotor suplementario en un sistema de reactores continuos, particularmente cuando el catalizador contenga al catalizador profundamente reducido que se detalló anteriormente. El agente reductor y/o promotor suplementario puede introducirse, por ejemplo, en las corrientes de reciclo de catalizador 11 , 39 y/o 50. Dicha reactivación puede, opcionalmente, realizarse en uno o mas tanques de retención de catalizador (no indicados). La Fig. 5 muestra una modalidad en la cual cada zona de reacción por oxidación utiliza su propia masa independiente de catalizador de partículas. En dicha modalidad, la corriente acuosa 1 que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético se alimenta en el primer reactor de tanque agitado 3, donde se oxida continuamente en presencia de la primera masa de catalizador para formar una mezcla de reacción acuosa intermedia 41. Esta se filtra en un filtro de catalizador 9a para separar, esencialmente, toda la primera masa de catalizador de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41 y formar: (1 ) Una primera corriente de reciclo de catalizador 41 ; y (2) Una corriente acuosa intermedia 60, el filtrado del filtro 9a, que contiene el grueso del producto de N-(fosfonometil) glicina y el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar de la mezcla de reacción acuosa intermedia 41. La primera corriente de reciclo de catalizador 11 se alimenta nuevamente en el primer reactor de tanque agitado 3 vía la corriente de alimentación de catalizador 39a; mientras que la corriente acuosa intermedia 60 se introduce en el segundo reactor de tanque agitado 40, donde tiene lugar otra oxidación continua del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético (y moléculas de C-i, como por ejemplo, formaldehído y ácido fórmico) en presencia de una segunda masa de catalizador de partículas para formar el efluente de mezcla de reacción final 45. La mezcla de reacción final 45, después de la despresurización opcional en un tanque de vaporización 17b, se filtra en el filtro de catalizador 9b para separar la segunda masa de catalizador de la mezcla de reacción acuosa final 45 y formar: (1) Una corriente de reciclado de catalizador 11b que contiene, en esencia, todo el catalizador de la mezcla de reacción acuosa final 45; y (2) Un filtrado 13 que contiene el grueso del producto de N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción acuosa final 45 A continuación, la corriente de reciclo de catalizador 11 b se alimenta nuevamente en el segundo reactor de tanque agitado 40 vía la corriente de alimentación de catalizador 39b. Preferiblemente, la masa de catalizador utilizada en el primer reactor de tanque agitado 3 se purga continua o intermitentemente a través de la corriente de purga de catalizador 20a, y repone a través de la corriente de alimentación de catalizador 21a. De la misma forma, la masa de catalizador utilizada en el segundo reactor de tanque agitado 40 se purga continua o intermitentemente a través de la corriente de purga de catalizador 20b y repone a través de la corriente de alimentación de catalizador 21 b. Las masas del catalizador de partículas correspondientes al primero y segundo reactor de tanque agitado 3 y 40 también pueden estar, al menos en parte, reactivadas, según se describió anteriormente, introduciendo continua o intermitentemente un agente reductor 18a y 18b y/o un promotor suplementario 19a y 19b en los respectivos tanques de retención de catalizador 5a y 5b o en cualquier otro lugar del sistema de reactores continuos. Por ejemplo, el promotor suplementario también puede agregarse directamente a uno o ambos reactores de tanque agitado 3 y 40. El esquema de reclclado de catalizadores que se muestra en la Fig. 5 es ventajoso porque brinda flexibilidad para el manipuleo independientemente del tipo, edad y carga del catalizador en cualquier zona de reacción. Además, dos sistemas de reactores de filtros, tales como el que se muestra en la Fig. 5, pueden tolerar un filtro que genere una corriente de reciclo de catalizador menos concentrada que la concentración deseada en un solo sistema de reactores con filtro, como por ejemplo, el sistema indicado en la Fig. 3. En algunas modalidades, los beneficios de un catalizador más joven pueden ser mayores en una zona de reacción en comparación con otra. Por ejemplo, los efectos de un catalizador envejecido en la primera zona de reacción (donde normalmente se oxida el grueso del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétlco, pueden, en algunas modalidades, no ser tan perjudiciales como los efectos de un catalizador envejecido en la segunda zona de reacción; de la misma forma, los efectos de un catalizador fresco pueden ser mayores en la segunda zona de reacción que en la primera. Esto puede ser verdad, por ejemplo, en modalidades donde el grueso del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida en la primera zona de reacción y la baja concentración resultante del sustrato en la segunda zona de reacción provoca una velocidad de reacción más lenta. En dicha instancia, algunas veces puede resultar preferible usar un sistema de reactores con un esquema de flujo similar al que se indica en la Fig. 6. En esta modalidad, el catalizador de la masa del catalizador de partículas utilizado en el segundo reactor de tanque agitado 40 puede ser purgado continua o intermitentemente de la corriente de reciclo de catalizador 11b vía la corriente 65 e introducido en el primer reactor de tanque agitado 3 vía la corriente de reciclo de catalizador lía; con lo cual, se prolonga así la vida útil del catalizador en el procedimiento en general. Dicho esquema resulta particularmente ventajoso cuando el catalizador incluye un material costoso, como por ejemplo, un metal noble. Normalmente, en esta modalidad, se introduce catalizador fresco sólo en la segunda zona de reacción vía la corriente de alimentación de catalizador 21b, mientras se purga catalizador del procedimiento sólo desde la primera zona de reacción vía la corriente de purga de catalizador 20a. La edad promedio del catalizador (es decir, el tiempo acumulativo en que el catalizador ha sido utilizado para catalizar la reacción por oxidación) en el segundo reactor de tanque agitado 40 se encuentra, preferiblemente, entre cerca del 20 y cerca del 65% de la edad promedio del catalizador utilizado en el primer reactor de tanque agitado 3. La cantidad promedio de producto de N-(fosfonometil)glicina producido por libra de catalizador en el segundo reactor de tanque agitado 40 se encuentra, preferiblemente, entre cerca del 5 y cerca del 30% de la cantidad promedio de producto de N-(fosfonometil)g licina producido por libra de catalizador en el primer reactor de tanque agitado 3. Ha de reconocerse que, en algunas modalidades, resulta más preferible reciclar el catalizador en sentido opuesto al indicado en la Flg. 6 (es decir, el catalizador fluye co-corrientemente con el sustrato). En esas instancias, se introduce catalizador fresco continua o intermitentemente en la primera zona de reacción, el catalizador de la masa de catalizador de partículas utilizado en el primer reactor de tanque agitado 40 se purga continua o intermitentemente de la corriente de reciclo de catalizador lía y transfiere continua o intermitentemente a la segunda zona de reacción, y el catalizador en la segunda zona de reacción se purga continua o intermitentemente del sistema de reactores. En dicha modalidad, la edad promedio del catalizador en el primer reactor de tanque agitado 3 se encuentra, preferiblemente, entre cerca del 33 cerca del 80% de la edad promedio del catalizador en el segundo reactor de tanque agitado 40. La cantidad promedio del producto de N-(fosfonometil)glicina producido por libra de catalizador consumido en el primer reactor de tanque agitado 3 se encuentra, preferiblemente, entre cerca del 75 y cerca del 90% de la cantidad promedio de producto de N-(fosfonometil) glicina producido por libra de catalizador consumido en el segundo reactor de tanque agitado 40. En las modalidades indicadas en las Figs. 5 y 6, el circuito externo de recirculación de transferencia calórica 15 ó 47 también puede ser un circuito de reciclo de catalizador en la misma forma indicada en la Fig. 2B, en lugar de estar independiente de las corrientes de reciclo de catalizador 11a o 11b, respectivamente. Para dicho circuito combinado, los filtros de catalizador 9a y 9b son, preferiblemente, continuos de flujo cruzado. En procedimientos que incluyen la operación de dos zonas de reacción por oxidación en serie, particularmente dos reactores de tanque agitado 3 y 40 en serie, es recomendable lograr una alta velocidad de transferencia de masa en la primera zona de reacción por oxidación. Por lo tanto, se prefiere introducir el gas con O2, preferiblemente un gas que contenga, por lo menos, cerca del 95% de moles de O2, típicamente, cerca del 98% de moles de O2, directamente en la mezcla de reacción en el primer reactor de tanque agitado 3 a través de un rociador localizado inmediatamente por debajo del impulsor o próximo a éste y también reducir al mínimo el retromezclado de gases a los efectos de aprovechar al máximo la fuerza Impulsora de la concentración de oxígeno para una gran transferencia de masa en la primera zona de reacción por oxidación. En ausencia de retromezclado, las variaciones espaciales de la concentración de oxígeno son más severas. Cerca del rociador, por ejemplo, la presión parcial del oxígeno en los gases no disueltos es, normalmente, superior a la existente en otras regiones del reactor, como por ejemplo, cerca de la interfaz entre la mezcla de reacción líquida y el cabezal. Sin embargo, en la segunda zona de reacción, donde la concentración de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es, típicamente, mucho menor, las demandas de transferencia de masa y la necesidad de una gran fuerza impulsora de la concentración de oxígeno son, considerablemente menores. Así, el retromezclado de gases se tolera con más facilidad en la segunda zona de reacción por oxidación y, en algunas instancias, se prefiere. El catalizador de metal noble profundamente reducido sobre carbono preferido en la práctica de la presente invención es menos estable en entornos de reacción con huecos de presiones parciales con alto contenido de oxígeno en ios gases no disueltos. Al retromezclar la fase gaseosa en la mezcla de reacción dentro de la segunda zona de reacción, se hacen más suaves las variaciones espaciales de concentración de oxigeno y se mejora la estabilidad de dicho catalizador. Pueden emplearse diversas modificaciones a los reactores para mantener una presión parcial de oxígeno más uniforme en los gases no disueltos en la mezcla de reacción contenida en la segunda zona de reacción. Una alternativa preferida consiste en seleccionar un sistema impulsor para el segundo reactor de tanque agitado 40 que se adapte a la provisión de una alta proporción de inducción de gas de la ¡nterfaz del cabezal en la mezcla de reacción, como por ejemplo, un sistema impulsor de flujo axial de bombeo ascendente A340 disponible a través de Lightnln (Rochester, Nueva York, E.U.A.). Dicho sistema impulsor aspira gas del cabezal en la mezcla de reacción líquida de manera tal de reducir la diferencia entre la presión parcial de oxígeno del gas que se aspira en el medio reactivo y la presión parcial de oxígeno del gas del cabezal; con lo cual, se reduce cualquier gradiente espacial en la presión parcial del oxígeno en los gases no disueltos de la mezcla de reacción. Asimismo, el segundo reactor de tanque agitado 40 puede modificarse a fin de alimentar el gas con 02 en el cabezal sobre la mezcla de reacción, en lugar de rociarlo directamente en la mezcla de reacción líquida. Para reducir aún más el gradiente espacial de la presión parcial del oxígeno, el gas del cabezal dentro del segundo reactor de tanque agitado 40 puede introducirse en la mezcla de reacción a través del impulsor. Un ejemplo de dicho sistema impulsor disponible comercialmente, que incluye un eje hueco para el transporte de gas, es el sistema DISPERSIMAX, a la venta a través de Autoclave France (Nogent-sur-Oise Cedex, Francia). Otra posibilidad consiste en disminuir la concentración de O2 en el gas con O2 introducido en el segundo reactor de tanque agitado 40 (como por ejemplo, puede usarse el aire como fuente de oxígeno provista para la segunda zona de reacción por oxidación). En una modificación adicional, el segundo reactor de tanque agitado 40 es sustituido por un reactor secuencial con boquilla eyectora. En la Fig. 7 se muestra un diagrama esquemático de dicho reactor. Aquí, una corriente de carga acuosa 901 que contiene, por lo menos, una parte de la mezcla de reacción acuosa Intermedia 41 retirada de la primera zona de reacción por oxidación se bombea dentro de la entrada 903 y expulsa a través de una boquilla 907 dentro de una cámara de mezclado 909 en la cual también se introduce un gas con O2 por la entrada 911 (es decir, se introduce el gas con 02 en la garganta de la boquilla Venturi 907). Esto genera un alto coeficiente de transferencia de masa para la transferencia de oxígeno a la carga acuosa 901. Debido a este alto coeficiente de transferencia de masa de oxígeno y a la gran agitación dentro del recipiente del reactor 913 causada por la boquilla 907, queda poco o ningún gradiente espacial de presión parcial de oxígeno en ios gases no disueltos en la mezcla de reacción líquida 915. El efluente de la mezcla de reacción 917 se retira de una salida 909 próxima al fondo del recipiente del reactor 913, se enfría en un intercambiador de calor 921 y filtra por el filtro de catalizador 922, preferiblemente un filtro de flujo cruzado. El catalizador separado del efluente de la mezcla de reacción 917 se recicla nuevamente en el reactor 913 vía la corriente de reciclo de catalizador 923 utilizando una bomba 925. El filtrado 927, que contiene el grueso del producto de N-(fosfonometil)glicina, se remite para ser purificado y/o concentrado en otros pasos. Un ejemplo comercialmente disponible de un reactor secuencial con boquilla eyectora es el reactor secuencial Buss a la venta a través de Kvaemer Buss CPS (Pratteln, Suiza). Se entenderá que, además de proporcionar una segunda o posterior zona de reacción por oxidación en un sistema de reactores continuos que abarquen múltiples zonas de reacción por oxidación en serie, un reactor secuencial con boquilla eyectora podría, de la misma forma, ofrecer convenientemente la primera zona de reacción por oxidación. Gran parte del tratamiento precedente ha puesto énfasis en los sistemas de reactores continuos que emplean una suspensión de catalizador heterogéneo en partículas y que contienen, por lo menos, dos reactores de tanque agitado en serie que ofrecen zonas de reacción por oxidación sustancialmente retromezcladas en, por lo menos, la fase líquida. Sin embargo, ha de reconocerse que las configuraciones de reactores diferentes de los reactores de tanque agitado pueden ser igualmente o más adecuadas que la de los reactores de tanque agitado para una o más zonas de reacción por oxidación y podrían usarse en combinación con múltiples etapas de reactores de tanque agitado. Asimismo, muchas de dichas configuraciones de reactores alternativas son igualmente convenientes para uso en sistemas de reactores continuos, incluida una única zona de reacción por oxidación. Una de las desventajas de un sistema de reactores continuos que incluye uno o más reactores de tanque agitado y emplean una suspensión de catalizador de partículas son los costos de capital y operativos asociados al mecanismo de reciclo del catalizador, incluido un filtro de catalizador u otro medio de separación del catalizador necesario para recuperar el producto de N-(fosfonometil)giicina. En consecuencia, las configuraciones de reactores en las cuales el catalizador puede permanecer en la zona de reacción por oxidación pueden proveer una ventaja económica en algunas aplicaciones. Dos ejemplos de dichas configuraciones de reactores son los reactores de lecho de catalizador fijo y los reactores de lecho fluidizado. Otra ventaja de los reactores de lecho fijo y de lecho fluidizado es que pueden operarse de manera tal de exhibir características de flujo- pistón; lo cual tiende a producir menores concentraciones de derivados indeseados (como por ejemplo, N-metil-N-(fosfonometil)gllcina) y, en consecuencia, una mayor producción del producto de N-(fosfonometiI)glicina.

La Fig. 8 muestra un ejemplo de un reactor de lecho fijo 500 de conformidad con una modalidad de la presente invención. Dispuesta dentro del reactor 500 se encuentra una zona de reacción por oxidación primaria que contiene un lecho fijo primario 501 con un catalizador de oxidación, preferiblemente el catalizador profundamente reducido descrito anteriormente. Un soporte de lecho fijo 502 se posiciona, preferiblemente, dentro del reactor 500 para ofrecer una cámara superior 503 y una cámara inferior 504 arriba y debajo del lecho fijo 501, respectivamente. Una corriente acuosa 505 que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se introduce continua o intermitentemente en la cámara superior 503 y distribuye sobre el lecho fijo 501 mediante boquillas pulverizadoras 506 u otro sistema de distribución de líquidos convencional. De la misma forma, se introduce un gas con O2 en la cámara superior 503. A medida que el gas con O2 fluye concurrentemente a través del lecho fijo 501 , con el flujo descendente de la mezcla de reacción líquida, el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se oxida continuamente. Un efluente de reactor primario 507 que contiene el producto de N-(fosfonometil)glicina se retira de la cámara inferior 504 junto con la corriente de vapor que contiene CO2. Aunque en la Fig. 8 se muestra el flujo descendente y concurrente de la mezcla de reacción liquida y el gas con O2 a través del lecho fijo 501 , se entenderá que son posibles diversas combinaciones de flujo. Por ejemplo, la corriente acuosa 505 y el gas con O2 podrían introducirse en la cámara inferior 504 del reactor 500 y fluir concurrentemente en dirección ascendente a través del lecho fijo 501. Alternativamente, la mezcla de reacción líquida y el gas con O2 pueden fluir contracorrientemente a través del lecho fijo 501 siendo, el gas con 02, introducido en la cámara inferior 504 y la corriente acuosa 505, en la cámara superior 503 o viceversa. La temperatura dentro de la zona de reacción por oxidación dei reactor de lecho fijo 500 se mantiene, preferiblemente, entre cerca de 20 y cerca de 180°C; más preferiblemente, entre cerca de 60 y cerca de 140°C; aún más preferiblemente, entre cerca de 80 y cerca de 130°C e, incluso con mayor preferencia, entre cerca de 90 y cerca de 120°C. Aunque el sistema de reacción opcionalmente se pueda operar adiabáficamente, pueden resultar efectos adversos sobre el catalizador o ia formación indebida de derivados a partir de las temperaturas excesivas encontradas en la operación adiabática dentro de una zona de reacción de oxidación primaria, es decir, una zona de reacción en la cual se introdujo una fracción sustancial de sustrato no convertido. En donde el sustrato es una solubilidad limitada de ácido del sustrato establece que una temperatura de por lo menos la temperatura de saturación puede mantenerse en la entrada del reactor con el fin de evitar que los sólidos del sustrato se depositen en el lecho. Sin embargo, el efecto en la formación de derivados y deterioro del catalizador requiere que se mantenga la temperatura máxima dentro de las escalas descritas antes. Como un asunto práctico, esto limita el grado de conversión de sustrato que se pueda lograr en un lecho fijo adiabático a no más de aproximadamente 10% en peso sobre una base de mezcla de reacción total, preferiblemente no mayor a aproximadamente 7%, más normalmente en la escala de aproximadamente 3% a alrededor de 5%. En conde el sustrato es una sal, la conversión no se restringe por la solubilidad del sustrato, pero aún se limita en ia escala mencionada antes por efectos sobre la formación del catalizador y derivados. Para lograr una conversión más sustancial en un solo lecho fijo, la cabeza de reacción exotérmica se deberá remover del sistema de reacción. Aunque la zona de reacción como tal se puede operar adiabáticamente, la cabeza puede removerse a partir de algún lugar en el sistema de reacción de manera que la diferencia en contenido calórico sensible de peso unitario entre la mezcla de reacción y la corriente de alimentación acuosa se mantiene a un valor menor al calor de reacción exotérmica generada en la zona de reacción por peso unitario de la corriente de alimentación acuosa. Como se describe más adelante, las medidas para remover el calor de reacción pueden incluir el enfriamiento de ia zona de reacción, o introducir una corriente de recirculación enfriada con la mezcla de alimentación acuosa. Aplicando ei enfriamiento de tal manera, la conversión expresada como la diferencia entre la composición de la mezcla de reacción y la composición de alimentación se puede incrementar a más del 10% o aún más del 15%. Cuando el substrato y subproductos son sales solubles en agua, ia conversión puede incrementarse a 20%, 30% o aún 50%. Típicamente, resulta más difícil controlar la temperatura dentro de la zona de reacción por oxidación de un reactor de lecho fijo en comparación con el control de la temperatura en un sistema de reactores retromezciados. Según se muestra en la Fig. 8, el efluente del reactor primario 507 puede dividirse en una fracción de producto primario 508 y en una fracción de recirculación 509 que se desvía para introducirse en un circuito de reciclo por intercambiador de calor que Incluye al intercambiador de calor 510 y vuelve a introducirse en el reactor 500, junto con la corriente acuosa 505 a los propósitos de controlar la temperatura. En dicha modalidad, típicamente, por lo menos cerca del 5%; preferiblemente, por lo menos cerca del 33%; más preferiblemente entre cerca del 50% y cerca del 90% e, incluso más preferiblemente, entre cerca del 60% y cerca del 80% del efluente de reactor primario 507 que sale del reactor se desvía al circuito de reciclo por intercambiador de calor. Expresado de otra forma, la relación de la velocidad de flujo volumétrico de la fracción de recirculación 509 hasta la velocidad de flujo volumétrico de la fracción de producto de reacción primaria 508 es, típicamente, de por lo menos aproximadamente 0.05:1 ; preferiblemente de, por io menos cerca de 0.5:1; más preferiblemente, entre cerca de 1 :1 y cerca de 10:1 y, con mayor preferencia, entre cerca de 1.5:1 y cerca de 5:1. La fracción de recirculación es enfriada externamente del lecho fijo antes de que se regrese al reactor, el enfriamiento efectuándose en un intercambiador de calor 510. En una modalidad mostrada en la Fig. 8, la mezcla de reacción primaria que salen del reactor se divide en una fracción de producto primaria y la fracción de recirculación y la fracción del producto se remueve antes de que la fracción de recirculación pasa a través del intercambiador de calor. Esta alternativa puede ser ventajosa en ciertas modalidades, por ejemplo, cuando la fracción del producto primaria contiene substrato de ácido N-(fosfonomet¡l)iminoacético sin reaccionar o compuestos derivados de C-t que se deben oxidar en una zona de reacción adicional. En una alternativa mostrada en la Fig. 8, puede ser preferible para producir una fracción del producto enfriada pasando toda la mezcla de reacción primaria, o substancialmente toda la mezcla de reacción primaria a través de un intercambiador de calor externa tal como se ilustra en 510, y dividiendo así la corriente de la mezcla de reacción primaria enfriada en una corriente de recirculación y una fracción primaria enfriada. La fracción de recirculación enfriada 509 y la corriente acuosa 505 se mezclan para producir una corriente de entrada combinada para la zona de reacción primaria. Debido a la reacción, la fracción de recirculación queda relativamente empobrecida en sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, factor éste que puede explotarse para aprovechar al máximo la productividad introduciendo una mezcla acuosa con un alto contenido de sustrato, incluidas concentraciones de sustrato en exceso del limite de solubilidad del sustrato en fase acuosa de la mezcla de alimentación. Debido a que la fracción de recirculación queda relativamente empobrecida en sustrato, el efecto de mezclado consiste en producir una corriente de entrada combinada con un contenido de sustrato significativamente menor que la mezcla acuosa. Este efecto de dilución permite que la mezcla de alimentación esté mucho más concentrada de lo que estaría de otro modo. Por ejemplo, la mezcla de alimentación puede contener una suspensión de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético en una solución acuosa saturada o sustancialmente saturada de él; lo cual, de otro modo, tendería a obstruir el lecho fijo del catalizador. Al mezclar con la fracción de recirculación se reduce el contenido de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético io suficientemente como para disolver los sólidos de la suspensión y ofrecer una corriente de entrada combinada que está sustanciaimente libre de sustrato sólido. Típicamente, el calor de la fracción de recirculación también hace que la temperatura de la corriente combinada exceda la de la mezcla acuosa; con lo cual, contribuye aún más a la disolución de los sólidos del sustrato. Asimismo, debido a que la oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético hasta N-(fosfonometil)gl¡cina es, sustanclalmente, de orden cero hasta que se alcance una alta conversión, el efecto por dilución no afecta negativamente la velocidad de reacción. Opcionalmente, la mezcla acuosa y la fracción de recirculación pueden dirigirse a un tanque de mezclado a los efectos de garantizar que los sólidos se hayan disuelto antes de introducir la corriente de entrada combinada en el lecho fijo del catalizador. De esta forma es factible introducir una mezcla de lecho acuosa que comprende entre aproximadamente 8% y alrededor de 15% en peso de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y para producir una corriente de entrada combinada mezclando esta mezcla de alimentación acuosa con una fracción de recirculación de reactor primaria que comprende entre aproximadamente 0.5% y alrededor de 5% en peso de N-(fosfonometil)glic¡na. Como se describe más adelante, pueden procesarse concentraciones significativamente superiores en donde el sustrato es una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)lminodiacético y el producto es una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina. Se deberá entender que, para reducir el contenido de substrato de la corriente de entrada combinada, la dilución de la corriente de alimentación acuosa con la corriente de recirculación sirve además para reducir la diferencia en el contenido del sustrato entre el la corriente de entrada de fase líquida del lecho de catalizador combinada y la corriente de salida del líquido del lecho del catalizador, permitiendo que esta diferencia se mantenga en las escalas que pueden tolerarse en una zona de reacción adiabática como se describió ante. Mantener dicha limitación en conversión proporcional del sustrato dentro de la zona de reacción sigue siendo importante en el sistema de la Figura 8 dado que el propio lecho del catalizador aún puede operarse sustancialmente de manera adiabática, aunque no lo sea sistema de reacción global, incluyendo el ciclo de recirculación. En una modalidad alternativa de la invención (que no se muestra), un sistema de reactores continuos puede incluir una segunda zona de reacción por oxidación en la cual parte o la totalidad de la fracción del producto de reacción primario 508 pueda introducirse continuamente para conversión adicional del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y la oxidación de los derivados de C-i. En dicha modalidad, la totalidad del efluente del reactor primario 507 puede desviarse en el circuito de reciclo por intercambiador de calor y la fracción de producto primario 508 retirarse de la fracción de recirculación 509 corriente abajo del intercambiador de calor 510. De esta manera, debería retirarse una determinada cantidad del calor exotérmico de reacción de la fracción de producto primario 508 antes de la introducción en una segunda zona de reacción por oxidación. La segunda zona de reacción por oxidación contiene un catalizador de oxidación y puede retromezclarse, según se provee dentro de un reactor continuo de tanque agitado o incluir un segundo lecho fijo de catalizador. El sustrato de ácido N-(fosfonometii)iminodiacético residual de la fracción de producto de reacción primaria se oxida continuamente hasta la N-(fosfonometil) glicina en la segunda zona de reacción. En una modalidad preferida que contiene dos o más reactores de lecho fijo en serie, la reacción se lleva a cabo hasta una alta conversión del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético hasta el producto de N-(fosfonometil)gIicina en la zona de reacción por oxidación primaria; lo cual resulta altamente factible debido a que la oxidación tiene lugar como una reacción aparente de orden cero hasta que sólo una pequeña fracción del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético original permanece en fase líquida. Al operar en esta forma, la carga calórica de la reacción se disipa muy predominantemente vía el intercambiador de calor 510 en el circuito de recirculación del reactor primario y la segunda zona de reacción por oxidación puede operarse, en esencia adiabáticamente, con sólo un modesto incremento de la temperatura. Opcionalmente, el calor de la reacción puede retirarse por un intercambiador de calor interno (ej.: serpentines de enfriamiento) colocado dentro de la segunda zona de reacción. Dicha disposición sin recirculación permite pasar la mezcla de reacción de fase líquida a través de un segundo lecho fijo en, sustancialmente, flujo-pistón (es decir, esencialmente, sin retromezclado de fase líquida). La operación por flujo-pistón es recomendable en la segunda zona de reacción, pues la oxidación del sustrato hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina se toma, en esencia, de primer orden a altas conversiones. La operación flujo-pistón aprovecha al máximo la fuerza impulsora cinética para extinguir el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético residual y reduce la cantidad de derivados provenientes de un exceso de oxidación. Preferiblemente, los lechos de catalizador primario y secundario contienen un metal noble sobre catalizador de carbono que resulta eficaz en la oxidación tanto del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético como de los derivados de C-i, formaldehído y ácido fórmico. Debido a que el metal noble funciona principalmente para catalizar la oxidación de los derivados de Ci, mientras la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético se cataliza principalmente por el carbono, una modalidad alternativa del invento abarca el uso de un lecho fijo primario que consiste, en esencia, del catalizador de carbono tiene un contenido de metal noble significativamente menor que el catalizador desplegado en un segundo lecho fijo. El segundo reactor contiene un metal noble sobre catalizador de carbono para garantizar la oxidación de los derivados de Ci. En vista de que la oxidación de C-i es, sustanciaimente, de primer orden en cualquier caso, se realiza más eficazmente, en esencia, bajo condiciones de flujo-pistón que se mantienen convenientemente en el segundo reactor debido a la generación mucho menor de calor exotérmico en esa etapa. En un sistema de lecho fijo, puede ser posible usar un catalizador con una carga menor de metal noble por peso unitario de catalizador que podría ser óptima para un sistema de reacción de retromezclado continuo. En otra modalidad más, puede suministrarse una tercera zona de reacción de lecho fijo que, también preferiblemente, abarca un lecho fijo que contiene un metal noble sobre catalizador de carbono y puede operarse sustancialmente en flujo-pistón y, opcionalmente y, de hecho, se recomienda, bajo condiciones adiabáticas. Esta opción puede resultar de particular valor cuando el primer reactor utiliza sólo un catalizador de carbono. Así, la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético hasta la N-(fosfonomet¡l)gl¡cina avanza bien en presencia del catalizador de carbono en la zona de reacción por oxidación primaría; sin embargo, los derivados de C-i tienden a acumularse en el efluente del reactor primario. La segunda zona de reacción promueve tanto la extinción del sustrato como la oxidación de los derivados de C., siendo ambas esencialmente, reacciones de primer orden promovidas por la operación, principalmente de, flujo-pistón del segundo lecho fijo. Los compuestos de C-i residuales se extinguen eficazmente en la tercera zona de reacción por oxidación de lecho fijo. A los efectos de lograr la alta conversión de la zona de reacción por oxidación primaría, cada una de las zonas de reacción de lecho fijo, especialmente la zona de reacción primaria, opera preferiblemente bajo una presión parcial de oxígeno relativamente alta a fin de promover ia transferencia de oxígeno a la fase líquida. Preferiblemente, la presión parcial de oxígeno promedio integrada respecto de la vía de flujo de fase líquida en la zona de reacción por oxidación primaría es de, por lo menos, cerca de 3.50 kg/cm2; preferiblemente de, por lo menos, cerca de 7.03 kg/cm2; más preferiblemente de, por lo menos, cerca de 14.06 kg/cm2. En algunas modalidades, pueden corresponder presiones parciales de oxígeno promedio integradas que oscilan entre cerca de 21.09 kg/cm2 y cerca de 35.14 kg/cm2. El contenido de oxígeno de la fase gaseosa en la salida del gas del reactor puede estar comprendido entre el 20% y el 30%, o incluso un porcentaje inferior. La transferencia de oxígeno también puede ser promovida por la alta relación del área de superficie del catalizador en función de ia relación de volumen de la mezcla reactiva de fase liquida en un reactor de lecho fijo según se describe más adelante. La utilización de oxígeno en la zona de reacción primaria se encuentra, preferiblemente, entre cerca del 50% y cerca del 95%. Normalmente, el oxígeno se alimenta al reactor en una cantidad de aproximadamente 1.5 a alrededor de 10 moles O2/mol de substrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. La presión operativa total en el reactor de lecho fijo 500 puede, típicamente, ser superior a la existente en un reactor de tanque agitado y se encuentra, preferiblemente, entre cerca de 0 y cerca de 70.3 kg/cm2; más preferiblemente, entre cerca de 21.09 y cerca de 70.3 kg/cm2 y, aún más preferiblemente, entre cerca de 7.03 y cerca de 21.09 kg/cm2. Generalmente, puede preferirse una presión parcial del oxígeno en cierto modo menor en una segunda y/o tercera zona(s) de reacción por oxidación de lecho fijo a los efectos de impedir un exceso de oxidación del catalizador y de comprometer la eficacia en la oxidación de los derivados de C-i. Así, en la segunda o tercera zona de reacción, la presión parcial de oxígeno promedio integrado a lo largo de la vía de flujo de líquido se encuentra, preferiblemente, entre cerca de 2.1 y cerca de 21.09 kg/cm2; más preferiblemente, entre cerca de 2.1 y cerca de 7.03 kg/cm2. Alternativamente, el reactor de lecho fijo primario de la Flg. 8 y/o el segundo o tercer reactor de lecho fijo de la serie puede operarse utilizando un oxidante distinto del oxígeno molecular, como por ejemplo, H2O2; en cuyo caso, la presión de reacción total y la presión parcial del oxígeno pueden ser sustancialmente menores que según se describió anteriormente. Para proteger al catalizador contra la sobre-oxidación, generalmente se prefiere que la presión parcial del oxígeno en la salida de líquidos de un reactor de lecho fijo puede no ser mayor que aproximadamente 7.03 kg/cm2, y preferiblemente está entre 0.7 kg/cm2 y alrededor de 3.5 kg/cm2. También se prefiere que ia presión parcial de oxígeno no exceda de aproximadamente 3.5 kg/cm2 en una ubicación en el lecho fijo en donde el contenido del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético de ia fase líquida es menor a 0.2 ppm; más preferiblemente, la presión parcial de oxígeno se mantiene por debajo de aproximadamente 3.5 kg/cm2 en cualquier lugar en el lecho en donde el contenido del sustrato de la fase líquida es menor que más de aproximadamente 0.1 ppm. En otra modalidad más, el sistema de reactores continuos puede abarcar una pluralidad de reactores más cortos (o menos profundos), de lecho fijo y en serie, de manera tal que el efluente de la mezcla de reacción intermedia que sale de una etapa pase a la siguiente. Esta modalidad varía respecto de los dos o tres sistemas de reactores descritos anteriormente en cuanto a que sólo se lograría una modesta conversión en cualquiera de las series de etapas de reactores relativamente poco profundos de lecho fijo. Debido a que la conversión del sustrato en cualquier lecho es relativamente limitada, cada lecho puede operarse, en esencia, adiabáticamente, colocando un intercambiador de calor entre cada reactor sucesivo más corto y de lecho fijo y el reactor inmediatamente posterior para enfriar la mezcla de reacción a fin de que las temperaturas de ésta no excedan de la operativa deseada en cualquiera de ios reactores de lecho fijo. La temperatura de reacción en un reactor de lecho fijo también puede controlarse, por ejemplo, incorporando canales o conductos separados dentro del lecho fijo a través de los cuales pueda pasar un medio de enfriamiento. Es de destacar que, en esta modalidad, no todos los reactores de la serie tienen, necesariamente, que ser de lecho fijo. Por ejemplo, el primer reactor de la serie podría ser uno continuo de tanque agitado dentro del cual una oxidación sustancialmente del orden cero de sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético hasta el producto de N-(fosfonometil)glicina podría llevarse hasta una conversión sustancial para producir una mezcla de reacción intermedia, y la mezcla de reacción intermedia puede ser transferida a un reactor de lecho fijo o a una serie de reactores de lecho fijo para completar la conversión y oxidación de los derivados de Ci residuales. Los reactores de lecho fijo que contienen un catalizador en forma de monolito (v.gr., que comprende un soporte de panal tal como el mostrado en la Fig. 1) algunas veces se prefieren más que los reactores que contienen un lecho fijo de partículas de catalizadores discretas. Esto se debe al hecho de que un lecho fijo de partículas de catalizador se puede someter a la aglomeración si el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético contenida en la corriente de alimentación acuosa 505 se precipita en cualquier grado significativo en la zona de reacción de oxidación. Consecuentemente, normalmente se requiere que la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)lminodiacético en la corriente de alimentación acuosa 505 no excede la concentración de saturación a la temperatura de alimentación del reactor, que significativamente puede sobrepasar el límite. Sin embargo, si el lecho fijo 501 comprende un catalizador en forma de un panal o monolito similar, los canales del mismo pueden ser sustancialmente rectos y con una sección trasversal suficientemente grande de manera que no se aglomeran por una mezcla de reacción que contiene una suspensión de dicho sustrato de ácido N-(fosfonometii)iminod¡acético sólido. Aun si un reactor de lecho empacado no se somete a la conexión, el monolito puede operarse con caída de presión sustancialmente inferior. Esta ventaja potencial para utilizar un catalizador monolítico en un reactor de lecho fijo deberá sopesarse contra los costos incrementados asociados con la producción de los soportes del monolito comparado con la pella que con frecuencia es significativamente más económica o los soportes en partículas que se prefieren generalmente en la práctica de la presente invención. Esto es particularmente cierto cuando se emplean múltiples etapas de lecho fijo con corrientes de alimentación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para cada etapa, evitando así la necesidad de alta una concentración alta del sustrato en la corriente del lecho en la primera etapa del lecho fijo para obtener el rendimiento deseado. Otra ventaja de un reactor de lecho fijo es que mediante la combinación de diferentes catalizadores, puede variarse selectivamente la actividad del catalizador sobre la toda la etapa del reactor de lecho fijo o de una etapa a la siguiente en dirección del flujo de la mezcla de reacción. Por ejemplo, un catalizador menos activo (v.gr., un catalizador solamente de carbono) puede gastarse en la porción corriente arriba de una etapa del reactor de lecho fijo o en etapas tempranas de un sistema de reactor de lecho fijo de múltiples etapas y un catalizador más activo (v.gr., un catalizador de metal noble sobre carbono profundamente reducido) puede gastarse en la porción corriente debajo de una etapa de reactor de lecho fijo o en etapas tardías de un sistema de múltiples etapas. Alternativamente, el lecho fijo puede comprender una combinación de cuerpos de catalizador de oxidación y otros medios para promover transferencia de masas de gas/líquido tales como anillos, sillas o empaques estructurados. Los anillos, sillas u otras funciones de empaque inertes como un diluyente para el catalizador, modulando así la actividad del lecho de catalizador. De esta forma, la actividad del lecho de catalizador puede variar en la dirección del flujo de fluido como una función de variación del área superficiales del empaque inerte. Dicha variación en la actividad del catalizador actúa para desviar la concentración de declinación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la mezcla de reacción mientras se reducen los costos de catalizador y el metal noble sale del procedimiento. La tendencia de los reactores de lecho fijo a producir menores concentraciones de derivados indeseables debido a características de flujo-pistón puede intensificarse utilizando una relación de área de superficie de catalizador efectivo respecto del líquido en el volumen de trabajo que sea significativamente mayor que la relación que se usa en los reactores típicos de retromezclado (es decir, correcto mezclado). De hecho, la necesidad de enfriar la mezcla de reacción para reducir la formación de impurezas puede disminuir o eliminarse por completo mediante el empleo de dicha relación. Ello es así debido al hecho de que el área grande de superficie de catalizador efectivo aumenta la velocidad de reacción y, en consecuencia, disminuye el tiempo de residencia del líquido. A su vez, el menor tiempo de residencia tiende a decrecer la formación de impurezas por reacciones homogéneas, particularmente la N-metiI-N-(fosfonometil)glicina. En esta modalidad, ia relación del área de superficie del catalizador respecto del volumen de liquido en el volumen de trabajo del reactor de lecho fijo es, preferiblemente, de por lo menos cerca de 3 m2/cm3; mas preferiblemente, entre cerca de 100 y cerca de 6000 m2/cm3 e, incluso, más preferiblemente, entre cerca de 200 y cerca de 2000 m2/cm3. En algunas aplicaciones un área superficial del catalizador BET a líquido mantenido en el reactor preferiblemente deberá estar en la escala de aproximadamente 400 a alrededor de 2500 m2/cm3. La relación volumétrica de del líquido mantenido al volumen de lecho total en el lecho fijo preferiblemente está en la escala de entre aproximadamente 0.1 a alrededor de 0.7. En determinadas modalidades, el tiempo bajo de residencia del líquido y la alta relación de superficie-volumen pueden hacer que resulte ventajoso operar un reactor de lecho fijo en un rango de temperatura relativamente alto de, por ejemplo, 150°C, donde la temperatura promedio integrada de la fase líquida a través de la vía de flujo de fase liquida en el lecho fijo primario se encuentra entre 80°C y cerca de 130°C; preferiblemente, entre 105°C y 120°C. De acuerdo con la invención, un reactor de lecho fijo puede operarse a un paso substancial, siempre y cuando se provea capacidad de transferencia de calor adecuada, como se describió, por ejemplo, en la Fig. 8, o como se describe más adelante. Generalmente, un reactor de lecho fijo puede operarse a una velocidad espacial en horas de líquido entre aproximadamente 0.5 hr"1 y aproximadamente 20 hr"1, calculado sobre la base del volumen de lecho de catalizador total, en conversiones de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en exceso de aproximadamente 50%. Las conversiones superiores, en exceso de 95% o 98% puede lograrse a velocidades espaciales en horas de líquido en la escala de aproximadamente 0.5 y alrededor de 5 hr"1. Se entenderá que la velocidad espacial en horas de líquido se basa en la corriente de alimentación de fase líquida total. Por lo tanto, en el sistema de reacción descrito en la Fig. 8, la corriente de alimentación de fase líquida comprende la corriente de entrada combinada producida por el mezclado de la corriente de la mezcla de alimentación acuosa y la corriente de recirculación, así como cualesquiera otras corrientes de reciclado o flujo cruzado que pudiera introducirse en un reactor e lecho fijo de acuerdo con un diagrama de flujo del procedimiento particular. Con base en estas velocidades espaciales en horas combinadas con las conversiones como se trató antes, se ha descubierto que el substrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético puede convertirse al producto de N-(fosfonometil)glicina en un solo reactor de lecho fijo con productividades en la escala de aproximadamente 0.05 a alrededor de 4, más normalmente de aproximadamente 0.2 a alrededor de 2 gmol/1 hr-(fosfonometil)glicina por 0.45 kg de mezcla de reacción acuosa. Según se describió anteriormente, el catalizador utilizado en los reactores de lecho fijo puede tomar una variedad de formas y abarcar diferentes tipos de soportes, incluidos los soportes de pastillas y monolíticos. Según se indica en la Fig. 8, por lo general se prefiere que el catalizador de oxidación contenido dentro del lecho fijo 501 se encuentre en forma de pastilla (ej - el catalizador profundamente reducido descrito anteriormente que contiene un soporte de pastilla de carbono con un metal noble depositado sobre él). Dichos catalizadores de pastilla poseen, típicamente, un tamaño de partícula comprendido entre cerca de 1 mm y cerca de 10 mm; más preferiblemente, entre cerca de 1.5 mm y 5 mm. Además, se ha determinado que la carga del metal noble en un catalizador de metal noble sobre carbono que se utilizó en un lecho fijo puede bajar en relación a la carga en un catalizador comparable para utilizarse en un reactor de suspensión. Por ejemplo, la operación efectiva de un lecho fijo se ha demostrado usando solamente un 2% en peso en un catalizador de carbono dentro de la superficie de 200 a 2000 m2/cm3 BET a la relación de volumen que contiene líquido observada antes. Generalmente, una carga inferior al 35% en peso puede ser satisfactoria. En donde el catalizador comprende platino sobre carbón, la carga de platino sobre el catalizador puede ser menor al 79% de la carga requerida para proporcionar productividad equivalente en kgs. Producto de N-fosfonometil)glicina por hora por 0.45 kg de catalizador a la misma temperatura en el reactor de tanque de agitación continuo utilizando un catalizador de suspensión de platino sobre carbono. Resulta difícil mantener una actividad y selectividad constantes del catalizador a través del tiempo en un reactor de lecho fijo. Eventualmente, la actividad y selectividad del catalizador disminuye hasta un nivel inaceptable de manera tal que puede tener que interrumpirse el sistema de reactores a fin de permitir el reemplazo y/o reactivación del catalizador. Es ésta una desventaja, en comparación con los sistemas continuos de reactores que eluyen uno o más de los reactores de tanque agitado descritos anteriormente, donde el reemplazo y/o reactivación del catalizador puede tener lugar con el sistema de reactores en línea. El problema del retiro y la reclamación del catalizador puede resolverse suministrando reactores de lecho fijo duplicados en cuanto a que estén conectados con válvulas en paralelo al resto del sistema de reacción y se operen sobre una base alternativa. El catalizador puede retirarse del reactor que esté fuera de servicio y reemplazarse por catalizador fresco; o bien, puede realizarse la reactivación del catalizador in-situ, en el reactor que se encuentre fuera de línea. De acuerdo con otra modalidad del presente invento, la oxidación del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realiza en un reactor de circulación de lecho fluidizado que utiliza un catalizador heterogéneo de partículas; preferiblemente, el catalizador de partículas profundamente reducido descrito con anterioridad. Típicamente, un reactor de circulación de lecho fluidizado ofrece un mayor coeficiente de transferencia de masa que un reactor de tanque agitado y puede operarse de manera tal de retener sustancialmente al catalizador de partículas dentro de la zona de reacción por oxidación a fin de no necesitar, o al menos reducir sustancialmente en tamaño y requisitos de caída de presión, el filtro del catalizador u otro medio de separación de catalizadores. La Fig. 9 muestra un ejemplo de un reactor de circulación de lecho fluidizado 400 que define en él una zona de reacción por oxidación. Una corriente acuosa 401 que contiene el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se bombea a la parte superior del reactor 400 a través de una entrada 403 de tubo de aspiración 405 y descarga cerca del fondo del reactor 401 en la mezcla de reacción 406 que contiene partículas de catalizador 407. Un gas con O2 puede rociarse en la mezcla de reacción a través de una boquilla 409 que se encuentra en la parte inferior del reactor 400. La solución de reacción 412 se retira de la zona de reacción hasta una boca de rebose 411 y el vapor que contiene CO2 se ventea a través de la parte superior del reactor. El reactor tiene una boca de retiro de circulación de mezcla reactiva 413 localizada bien arriba de la boca de descarga del tubo de aspiración 405, pero inmediatamente por debajo de ia boca de rebose 411. La mezcla reactiva que tiene suspendido en ella al catalizador de partículas se retira en la boca 413, circulada vía un circuito externo 420 a través de un intercambiador de calor 421 para eliminación del calor de reacción; y, después, se combina con la corriente de carga 401 para volver a introducirla en el reactor vía el tubo de aspiración 405. Al mantener una alta velocidad de circulación en el circuito 420 relativo a la velocidad de suministro de la carga 401 y al retiro de la solución de reacción 412, se establece una velocidad de flujo ascendente en una región de la suspensión inferior de la zona de reacción por debajo de la boca 412 que es mucho mayor que la velocidad de flujo ascendente en la región de decantación superior de la zona de reacción, arriba de la boca 412. El equipo está dimensionado y el flujo de recirculación, controlado; de manera tal que la velocidad ascendente en la región inferior de la suspensión esté bien por encima de la velocidad de sedimentación del catalizador y, por lo tanto, resulta eficaz para mantener al catalizador en suspensión en el medio de reacción dentro de la región de la suspensión. Sin embargo, la velocidad ascendente en la región de decantación por encima de la boca 412 está bien por debajo "de la velocidad de sedimentación del catalizador; lo cual permite la separación de un decantado de solución de reacción relativamente clara que sale a través de la boca 411. Así, el catalizador de la suspensión se mantiene dentro del reactor; con lo cual queda obviada la necesidad de filtración o de, por lo menos, un filtro que tenga la capacidad de remover el catalizador a la velocidad que se requeriría si la concentración del catalizador en la solución de reacción de flujo de avance 412 fuera comparable a la concentración del catalizador en la región de la suspensión. Para retirar el catalizador, el reactor de circulación de lecho fluidizado también puede incluir un circuito de separación de catalizador 414, según se muestra también en la Fig. 9. En este circuito se elimina una corriente lateral de suspensión de la boca 415 en la región de la suspensión de la zona de reacción y se pasa a través de un filtro de catalizador 417 para eliminar el catalizador 418. Puede agregarse el catalizador fresco 419 a la solución reactiva filtrada que se recicla convenientemente hasta el reactor mezclándola con la corriente de alimentación fresca 401 y con la corriente de recirculación 420 para introducirla en el tubo de aspiración 403. El circuito de separación del catalizador 414 puede operarse continua o intermitentemente según lo necesario (por ej.: para purgar el catalizador que ha disminuido la actividad y/o selectividad) y obviar la necesidad de interrumpir periódicamente el reactor para reemplazar el catalizador de partículas. Sin embargo, la capacidad del filtro de catalizador 417 no necesariamente tiene que ser tan grande como la de los filtros usados para separar el catalizador de la suspensión de reacción que sale de un reactor continuo de tanque agitado según se describió anteriormente Así, pueden lograrse significativos ahorros en capital, gastos operativos y de mantenimiento. Pueden realizarse diversas modificaciones al reactor de lecho fluidizado 400 que se muestra en la Fig. 9. Por ejemplo, en lugar de rociar el gas con O2 en la mezcla de reacción 406 que se encuentra en el fondo del reactor 400, la parte superior del reactor puede equiparse con una boquilla eyectora similar a la indicada en la Fig. 7 a través de la cual se combinen la corriente acuosa 401 y el gas con O2 y descarguen en la mezcla de reacción 406. Alternativamente, la circulación de la mezcla de reacción que contiene el catalizador en partículas puede proporcionarse por un propulsor girado dentro del tubo de aspiración 405 de tal manera que se extraiga la mezcla de reacción corriente abajo a través del tubo de extracción y en la región inferior de la zona de reacción de oxidación. Además, el circuito de separación de catalizador 414 opcionalmente puede integrarse en el circuito de reciclado por intercambiador de calor 420. Las condiciones de reacción de oxidación y parámetros de operación para un reactor de lecho fluidizado de circulación son similares a los descritos antes para las zonas de reacción de oxidación provisto por los reactores del tanque agitado. En la Fig. 10 se ilustra otra modalidad alternativa más del invento, donde la oxidación del sustrato de ácido N- (fosfonometil)iminodiaeético hasta el producto de N-(fosfonometil)giic¡na se realiza en un sistema de reacción distribuido que contiene una pluralidad de reactores 800A, 800B, 800C,....800n en los cuales la mezcla reactiva avanza en serie desde cada reactor hasta el siguiente de la serie. La mezcla de carga primaria 814 que contiene ácido N-(fosfonometil)íminodiacético se introduce en el reactor 800A y la mezcla de carga suplementaria se divide en las corrientes de carga de componentes paralelas 802B, 802C, 802C 802n que se distribuyen entre la serie de reactores. Cada reactor recibe un componente de suministro distribuido de oxígeno u otro agente oxidante vía las líneas de alimentación 804A, 804B, 804C, etc. Opcionalmente, un intercambiador de calor 806A, 806B, 806C, etc. se interpone entre cada reactor subsiguiente y el reactor inmediatamente anterior para eliminar el calor de reacción de la mezcla de reacción intermedia 81 OA, 81 OB, 81 OC, etc., que sale del reactor inmediatamente anterior 800a, 800b, 800c, etc., y permite que cada reactor opere adiabáticamente, si así se desea. Alternativamente, una corriente de recirculación por enfriamiento 808A, 808B, 808C, etc., puede volver a cada reactor para eliminar el calor exotérmico de reacción y enfriar la mezcia reactiva en el reactor. En cada una de la serie de reactores subsiguientes al primer reactor 800A, la corriente de entrada combinada 812B, 812C, 812D, ...812n es la combinación de la corriente de alimentación de componentes 802B, 802C, 802D, .etc., la mezcla de reacción intermedia que sale del reactor inmediatamente anterior 810A, 810B, 810C, etc., menos cualquier corriente de recirculación 808A, 808B, 808C, 808D, etc., y cualquier corriente de recirculación 808B, 808C, 808D, etc. Cada uno de los reactores 800A, 800B, etc. puede asumir cualquiera de las configuraciones descritas en el presente; sin embargo es, preferiblemente, en la forma del reactor en el cual se retiene el catalizador (ej.: un reactor de lecho fijo o de lecho fiuidizado). Un producto de reacción final 81 On se retira de la última zona 800n de la serie de zonas de reacción. Cada corriente de alimentación de componentes 802B, 802C, etc. de un sistema de reactores distribuidos puede estar altamente concentrada; con lo cual, contribuirá a la alta productividad del procedimiento. De hecho, pueden utilizarse corrientes de alimentación de componentes que contengan corrientes densas de alimentación de componentes en pasta o suspensión de sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. En cada reactor subsiguiente después del primer reactor 800A, (ej.: el reactor 800B) puede introducirse una mezcla de alimentación de componentes en pasta o suspensión; aunque se prefiere, especialmente en caso de reactores de lecho fijo, que ia combinación de la composición de alimentación de componentes 802B, la velocidad de alimentación de componentes 802B, la composición y velocidad de flujo de la mezcla de reacción intermedia 81 OA que sale del reactor inmediatamente anterior 800A (menos cualquier recirculación 808A), cualquier recirculación 808B de la mezcla de reacción intermedia del reactor 800B sea tal de que la corriente de entrada combinada 812B quede sustancialmente Ubre de sólidos de sustratos o sólidos del producto de N-(fosfonometil)glicina. Sin embargo, los expertos en la técnica entenderán que, en ciertas modalidades del invento, las mezclas de reacción intermedia y de alimentación de componentes pueden estar en forma de suspensión, por ejemplo, cuando el catalizador de oxidación sea homogéneo o cuando se use un catalizador monolítico, como por ejemplo, un lecho fijo en forma de panal. Si bien se introducen, preferiblemente, tanto una corriente adicional de alimentación de componentes 802B, 802C, etc., como un oxidante en cada una de las series de las zonas de reacción 800B, 800C, etc., después de la primera zona de reacción, se entenderá que en una aplicación en particular, puede ser necesario o deseable suministrar una mezcla de reacción de componentes sólo a algunas, aunque no a todas, las zonas de reacción sucesivas. En algunas instancias, puede no ser necesario suministrar oxidante a todas las zonas de reacción aunque, en la mayoría de los casos, se prefiere suministrar oxidante a cada zona. Las modalidades de lecho fijo y lecho distribuido de la invención únicamente son adecuadas para la conversión de sales solubles en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético a las sales solubles en agua de N-(fosfonometil)glicina. Debido a la solubilidad generalmente alta del metal alcalino y sales de amina, v.gr., sales de potasio, amonio, isopropilamlna y alcanolamina, tanto del ácido del sustrato y el ácido del producto, ya sea un lecho fijo o un reactor de tanque agitado puede operarse a concentraciones bastantes superiores del sustrato y producto que es factible en procedimientos de ácido en donde la productividad se limitan por solubilidad relativamente baja. De hecho, en el caso de las sales, un procedimiento de lecho fijo puede ser particularmente ventajoso dado que puede operar sin necesitar ninguna operación de filtración o centrifugación, ya sea por la remoción del producto cristalino o para la remoción del catalizador. Una solución de sal de N-(fosfonometil)glicina puede formularse con varios excipientes utilizados comúnmente en la aplicación comercial de N-(fosfonometil)glicina y soluble con procesamiento adicional mínimo. Con el fin de producir los concentrados convenientes de comercio, solo se requieren pasos de concentración modestos. Puede no requerirse la separación de impurezas extensa. Un sistema de reacción de tanque agitado, especialmente un sistema de reacción de tanque agitado continuo puede ser ventajoso para la síntesis de sales debido a la carga calórica de reacción más substancial asociada con la oxidación de alta concentración de sustrato, y la oxidación exotérmica anexa de proporciones relativamente grandes de Ci por productos tales como formaldehído y ácido fórmico. Un reactor de tanque agitado continuo ofrece una ventaja significativa sobre un reactor de lote en el uso de calor de reacción para precalentar la alimentación acuosa del reactor. Combinaciones del tanque agitado continuo primario para la conversión inicial con un reactor de terminado de lecho fijo también puede ser ventajoso. Sin embargo, un reactor de flujo calibrado sustancialmente de lecho fino ofrece ventajas particulares, especialmente en donde el lecho del catalizador comprende metal noble sobre carbono, debido a que la operación de flujo calibrado sirve para promover la oxidación de derivados de C^ una reacción que esencialmente está en el primer orden en el sustrato de C-i. Sin embargo, por la misma razón, el flujo calibrado exacerba la carga calórica pesada asociada con la oxidación de una mezcla de alimentación acuosa que contiene una alta concentración de sal de sustrato. Aunque el sistema de reacción de recirculación de la Fig. 8 puede usarse para establecer transferencia calórica adecuada, tiene un efecto desfavorable sobre la cinética de destrucción de formaldehído y ácido fórmico, aunque dependiendo del régimen de recirculación el efecto sobre la destrucción de Ci puede permanecer marginalmente superior a un reactor completamente vuelto a mezclar. Consecuentemente, en algunos casos puede ser ventajoso conducir ia reacción de oxidación en un sistema de reacción en donde el lecho fijo se enfría por transferencia indirecta de calor a un fluido de enfriamiento comprendiendo una transferencia calórica o fluido del procedimiento que fluye a través de un conducto dentro o en contacto con el lecho del catalizador. Por ejemplo, el lecho fijo puede estar dispuesto dentro de la cubierta o lado del tubo de un ¡ntercambiador de calor de cubierta y tubo, el fluido de enfriamiento pasando a través del otro lado del ¡ntercambiador. En una modalidad tal, el lecho fijo puede comprender lechos de múltiples componentes dispuestos por separado en ios tubos del intercambiador de calor, la mezcla de alimentación acuosa y oxidante estando distribuidos entre los lechos de componentes y el fluido de enfriamiento que fluye a través del lado de la cubierta del intercambiador calórico. En una modalidad alternativa, el lecho fijo puede estar contenido dentro de la cubierta del intercambiador calórico, utilizándose placas de desviación sobre el lado de la cubierta usándose para asegurar el flujo sustancialmente calibrado de la fase de líquidos a través del lecho. Alternativamente, las sales de N-(fosfonometil)glicina se pueden preparar en una serie de reactores separados por intercambiadores calóricos para enfriar la solución de reacción intermedia como se describió antes. El sistema de reacción de alimentación distribuido de la Fig. 10 puede ser especialmente ventajoso para tratar con la carga calórica generada en la oxidación da las sales de ácido de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético a sales de N-(fosfonometll)glicina. Como se observó, se pueden lograr producciones especialmente altas en donde el substrato y el productos son ambos sales solubles en agua. Por ejemplo, en donde la mezcla de alimentación acuosa puede contener por lo menos aproximadamente 15% en peso de la sal de substrato, la mezcla de reacción final puede contener por lo menos aproximadamente 12% en peso de la sal del producto soluble en agua; en donde la mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 25% en peso de una sal de substrato soluble en agua, la mezcla de oxidación final puede contener por lo menos aproximadamente 20% en peso de una sal del producto soluble en agua; y en donde la mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 35% en peso de una sal de substrato soluble en agua, la mezcla de reacción de oxidación final puede contener por lo menos aproximadamente 28% en peso de una sal de producto soluble en agua; todo sobre una base equivalente de ácido. De hecho, aún pueden obtenerse concentraciones altas de sales de producto, en exceso de 35%, preferiblemente en exceso de 40% o aún 50% en peso. Como se describió antes, el producto de reacción final puede ser la mezcla de reacción primaria obtenida en un soio reactor, la fracción del producto primario de un solo sistema de lecho fijo recirculante como se describió en la Fig. 8 o el efluente del último de una serie de reactores como se describió además anteriormente. El producto de reacción final preferiblemente se concentra más por la remoción del agua del mismo. Por ejempio, la mezcla de reacción final se puede introducir en una zona de evaporación instantánea en donde ia presión es inferior que la presión del vapor de la mezcla de oxidación final a la temperatura a la cual sale del reactor, o el último de una serie de reactores. Con un gasto de energía relativamente bajo, puede removerse suficiente agua del producto de reacción de oxidación final para producir una solución concentrada que contiene por lo menos aproximadamente 40]% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonomet¡I)glicina sobre un equivalente de ácido. Típicamente, la concentración del producto de N-(fosfonometil)g licina en la mezcla que sale de los sistemas de reactores de la presente invención puede tener un 40% de peso o más. Preferiblemente, la concentración del producto de N-(fosfonometil)glicina se encuentra entre cerca del 5 y cerca del 40%; más preferiblemente, entre cerca del 8 y cerca del 30% y, aún más preferiblemente, entre cerca del 9 y cerca del 15%. La concentración de formaldehído en la mezcla del producto es, preferiblemente, de menos de cerca de 5000 ppm; más preferiblemente, de menos de aproximadamente 4000 ppm; aún más preferiblemente, de menos de aproximadamente 2800 ppm por peso e, incluso mucho más preferiblemente, de menos de aproximadamente 1500 ppm. La concentración de ácido fórmico en la mezcla de producto es, preferiblemente, menor de aproximadamente 12,000 ppm; más preferiblemente, menor de aproximadamente 4000 ppm; aún más preferiblemente, menor de aproximadamente 2000 ppm por peso e, incluso mucho más preferiblemente, menor de aproximadamente 1500 ppm. Las concentraciones de ácido aminometilfosfónico (AMPA), ácido N-metil-aminometilfosfónico (MAMPA), N-metil-N-(fosfonometiI)glicina (NMG) en la mezcla del producto se controlan fácilmente en cada porción de menos de 9000 ppm; puede controlarse usualmente a menos de 4500 ppm y, a menudo, se mantienen por debajo de las 1500 pprn. Se entenderá que estas concentraciones de derivados están basadas en una operación de una sola corrida en la cual la única alimentación del sistema de reactores es una mezcla acuosa que contiene ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético o sal de éste obtenida a partir de la fosfonometilación del ácido iminodiacético. Cuando se introduce en el sistema de reactores una corriente de reciclo, como por ejempio, un decantado de un cristalizador adiabático tal cual se describe a continuación, el reciclado concomitante de los derivados tiende a aumentar el contenido de derivados de la mezcla del producto de reacción.

Purificación v/o concentración del producto N-(fosfonometil)gicina Otro aspecto de esta invención se relaciona con la purificación y/o concentración del producto N-(fosfonometil)glicina obtenido en el efluente de la mezcla de reacción de oxidación. Las diversas mejoras en la recuperación de la N-(fosfonometil)glicina que proporciona la presente invención tienen amplia aplicación y pueden, por ejemplo, utilizarse para recuperar la N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de reacción de oxidación producida por los diversos sistemas de reactores continuos de oxidación, que se describen aquí. Sin embargo, este nuevo aspecto de la presente invención no se encuentra limitado a dicha aplicación o a su uso en conjunto con sistemas de reactores continuos de oxidación. Como es manifiesto para aquellas personas expertas en el área, las estrategias establecidas aquí se pueden aplicar en forma beneficiosa en la recuperación de la N-(fosfonometil)glicina a partir de efluentes de la mezcla de reacción de oxidación producidos también por otros sistemas de reactores, incluyendo sistemas de reactores discontinuos. La mezcla de reacción normalmente contiene agua y varias impurezas además de la N-(fosfonometil)glicina deseada. Estas impurezas pueden incluir, por ejemplo, varios subproductos y materiales de partida sin reaccionar tales como el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, N-formil-N(fosfonometiI)glicina, ácido fosfórico, ácido fosforoso, hexametilentetraamina, ácido aminometilfosfónico, ácido N-metil- aminometilfosfónico, ácido iminodiacético, formaldehído, ácido fórmico y similares. El valor comercial de la N-(fosfonometil)glicina normalmente impone la máxima recuperación dei producto de la mezcla de reacción y con frecuencia también brinda un estimulo para recircular por lo menos una porción de la mezcla de reacción empobrecida hacia la(s) zona(s) de reacción de oxidación, para una posterior conversión del sustrato sin reaccionar y aumentar así la recuperación del producto no recuperado. Algunas veces ios aspectos comerciales imponen que la concentración del producto N-(fosfonometi!)glicina en las mezclas que se comercializan, sea significativamente mayor que las concentraciones en las mezclas de reacción que se forman típicamente utilizando los sistemas de reacción de oxidación antes descritos; particularmente cuando el producto N-(fosfonometil)glicina se emplea en la agricultura. F*or ejemplo, al preparar el ácido libre de N-(fosfonometil)glicina empleando un catalizador heterogéneo a las temperaturas de funcionamiento de elección (es decir, entre alrededor de 95 y alrededor de 105°C), la máxima concentración de N-(fosfonometii)glicina en la mezcla de reacción, es preferentemente no mayor de alrededor de un 9 % en peso, de manera que permanezca solubilizada. Algunas veces, sin embargo, es deseable que las mezclas que se comercializan tengan una concentración de N-(fosfonometil)glicina significativamente mayor. De este modo, después de que el producto N-(fosfonometil)glicina se formó, y en caso de ser necesario, se separó del catalizador, es preferible concentrar el producto y separarlo de las diversas impurezas de la mezcla de reacción de oxidación. Smith (en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 5.087.740), describe un procedimiento para purificar y concentrar la N-(fosfonometil)glicina. Smith describe el pasaje de una mezcla de reacción que contiene N-(fosfonometil)glicina a través de una primera columna de resina de intercambio iónico para eliminar impurezas que son más acidas que la N-(fosfonometil)glicina, pasando el eluido de la primera columna de resina de intercambio iónico a través de una segunda columna de resina de intercambio iónico que adsorbe la N-(fosfonometil)glicina y recuperándola, mediante el pasaje de una base o un ácido mineral fuerte a través de la segunda columna de resina de intercambio iónico. Muchas otras técnicas para purificar y concentrar la N-(fosfonometil)giicina incluyen un paso de cristalización, en donde el producto N-(fosfonometil)glicina se cristaliza para separarlo de por lo menos una porción de la mezcla de reacción remanente. En una modalidad de la invención, que se valoró particularmente, por lo menos una porción de la mezcla de reacción final (preferentemente en ausencia de todo catalizador, y en particular en ausencia de todo catalizador heterogéneo u homogéneo que co-cristalice con la N-(fosfonometiI)glicina), se introduce en un cristalizador no adiabático con evaporación por calor, dónde el calor es transferido a la mezcla de reacción para eliminar por evaporación el agua de la misma y de esta manera concentrar y cristalizar la N- (fosfonometil)glicina. El calor que se utiliza en un cristalizador no adiabático normalmente se obtiene del vapor. Preferentemente, por lo menos el 50 % (mejor si es entre alrededor de 80 y alrededor de 100 %, y aún mejor si es entre alrededor de 90 y alrededor de 100 %) del agua en la mezcla de reacción se evapora en el cristalizador no adiabático. La cristalización por evaporación es particularmente ventajosa porque también separa el producto de pequeñas moléculas de impurezas (fundamentalmente formaldehído y ácido fórmico), las que tienden a evaporarse de la mezcla de reacción junto con el agua. Es preferible que la presión en el cristalizador con evaporación por calor no sea mayor a 0.7 kg/cm2, preferentemente entre alrededor de 1 y alrededor de 0.7 kg/cm2, mejor si es entre alrededor de 0.07 y alrededor de 0.35 kg/cm2, aún mejor si es entre alrededor de 0.14 y alrededor de 0.2 kg/cm2, y todavía aún mejor si es de alrededor de 0.19 kg/cm2. Es preferible que la temperatura de funcionamiento del cristalizador con evaporación por calor no sea mayor de 80°C, mejor si es entre alrededor de 40 y alrededor de 80°C, aún mejor si es entre alrededor de 50 y alrededor de 70°C, y todavía aún mejor si es de alrededor de 60°C. La Fig. 11 muestra un ejemplo de un sistema que emplea un cristalizador con evaporación. En todas las figuras, las líneas punteadas con puntas de flecha direccionales representan corrientes opcionales, alternativas o adicionales. Un medio acuoso de alimentación 201 que contiene ácido N-(fosfonometil)iminodiacético como sustrato se introduce en un sistema de reactores de oxidación 203 con una o más zonas de reacción de oxidación en dónde el sustrato se oxida para dar una mezcla de reacción de oxidación 205 que contiene N-(fosfonometil)giicina como producto. En las Figs. 11 , 12, 13 y 14A, se han omitido detalles del sistema de reactores de oxidación que pueden estar presentes, incluyendo mecanismos de recirculación y separación de los catalizadores (por ej. filtros para catalizador, tanques contenedores de catalizador, tanques de pre-filtración y evaporación instantánea y similares), sobreentendiéndose que la mezcla de oxidación que se retira del sistema de reactores ha sido sustancialmente liberada de catalizador, según sea necesario, dependiendo de la configuración o configuraciones específica(s) del reactor empleado. La mezcla de reacción de oxidación 205 puede pasarse opcionalmente a través de un tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 206. El tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 206 baja la presión en la mezcla de reacción 205 hasta cierto grado, haciendo que el CÓ2 disuelto sea eliminado de la mezcla y venteado de dicho tanque. Se puede Introducir una fuente de oxígeno (por ej. un gas que contenga O2) en el tanque pre-cristalizador con evaporación instantánea 206 para una posterior oxidación del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la mezcia de reacción 205, que no se oxidó en la(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 203, y de sus subproductos, ácido fórmico y formaldehído presentes en la mezcla de reacción 205. De esta manera, el tanque pre-cristaiizador de evaporación instantánea 206 actúa como una zona de oxidación en serie con el sistema de reactores 203. Luego se introduce una corriente de alimentación del cristalizador con evaporación por calor 239 en el cristalizador con evaporación por calor 207, en el cual el calor se transfiere a la corriente de alimentación del cristalizador 239 para vaporizar agua (y pequeñas moléculas de impurezas, tales como formaldehído y ácido fórmico) para producir la corriente de vapor de cabeza del cristalizador no adiabático 209. Una gran parte de la N-(fosfonometil)glicina precipita (caraderísticamente entre alrededor de un 50% y alrededor de un 60% por peso) para producir una suspensión de cristalización evaporante 211. La suspensión 211 se retira del cristalizador con evaporación no adiabático 207, y se puede introducir en un hidroclonador (o banco de hidroclones) 213, el cual forma una Suspensión concentrada 215 enriquecida en N-(fosfonometil)glicina precipitada y una corriente empobrecida en sólidos 221. La suspensión concentrada 215 se introduce en un dispositivo de separación de sólidos, preferentemente una centrifuga, la que forma un sobrenadante 223 (ei cual es posteriormente empobrecido en N-(fosfonometil)glicina precipitada) y una torta húmeda de N-(fosfonometil)gIicina 219.- Normalmente, la concentración de la N-(fosfonometil)glicina en la torta húmeda 219 es de al menos alrededor de un 95% (en peso de todos los compuestos además del agua). Se puede tolerar una concentración menor del producto si la torta húmeda 219 se lava subsiguientemente con agua.

Por lo menos una porción de la cabeza el cristalizador accionado por calor 209 puede reciclarse de nuevo a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores 203. En la modalidad que se muestra en la Fig. 11 , por lo menos una porción 242 de vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 209 puede ser recirculada a la(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 203. A menudo, una porción 243 se condensa y se recircula para usarla como una fuente de agua a fin de disolver el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y formar la corriente de alimentación 201 para el sistema de reactores 203. Preferentemente, ei condensado 243 se introduce en la zona de oxidación de más arriba donde el sistema de reactores 203 tiene dos o más zonas de oxidación en serie. La corriente 243, como casi todas las corrientes de recircuiación de esta invención, puede alternativamente (o adicionalmente), ser introducida directamente en la(s) zona(s) de reacción antes que combinada con otros ingredientes (por ejemplo, la corriente acuosa de alimentación 201 ) previo a ser introducida en la o las zonas de oxidación. En particular cuando el catalizador es un catalizador que contiene carbono y sobre todo cuando el catalizador consiste de un metal noble sobre un soporte de carbono, una porción de la corriente de vapor de cabeza del cristalizador no adiabático 209 se puede usar de manera ventajosa para reducir la superficie catalítica. Esto se debe al hecho de que el vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 209, en general contiene formaldehído y/o ácido fórmico, que actúan como agentes reductores, en particular sobre catalizadores que contienen carbono y muy particularmente sobre catalizadores que consisten de un metal noble sobre un soporte de carbono. En general, la porción del vapor de cabeza del cristalizador no adiabático 209, que se utiliza en dicha reducción; se condensa y el condensado se puede introducir en uno o más tanques contenedores de catalizador dentro del sistema de reactores 203 donde dicho tratamiento de reducción tiene lugar. Además de reducir al catalizador, dicho tratamiento puede actuar para lavar al catalizador y en este sentido, saca partido del tiempo de permanencia del catalizador en el o los tanques contenedores de catalizador. En una modalidad que se valora particularmente, una porción del vapor de cabeza del cristalizador no adiabático 209, se rectifica o destila posteriormente, para obtener una corriente de vapor de agua enriquecida en formaldehído y/o ácido fórmico. La corriente de vapor enriquecida, a su vez, se puede condensar y poner en contacto con el catalizador que contiene carbono. Por lo menos otra porción 241 del vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 209 generalmente se purga (es decir, se descarga del sistema como una corriente de purgado 241). En un sistema continuo, esta purga 241 ayuda a reducir la acumulación de desechos en el sistema (en particular la acumulación de pequeñas moléculas de impurezas) y ayuda a manejar el balance hídrico del sistema. La purga 241 puede, a su vez, someterse posteriormente a un tratamiento para eliminar impurezas. Tal tratamiento puede incluir, por ejemplo, poner en contado la purga 241 con un gas que contenga 02, y un catalizador que contenga un metal del Grupo VIII (particularmente platino, paladio y/o rodio) y opcionaimente un soporte de carbono, oxidando de ese modo al formaldehído y al ácido fórmico para formar C02, inocuo para el medio ambiente y agua. La reacción se debe llevar a cabo, preferentemente, a una temperatura que se encuentre entre la temperatura ambiente y alrededor de 90°C (mejor si el rango es entre alrededor de 50 y alrededor de 90°C), a una presión que se encuentre entre la presión atmosférica y 14.06 kg/cm2, a una concentración de oxígeno disuelto entre alrededor de 1 y alrededor de 7 p.p.m. y una relación metal del grupo VIH a volumen del reactor de trabajo entre alrededor de 0.00015:1 y alrededor de 0.00040:1. Este procedimiento fue descrito en detalle por Smith en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 5.606.107. El producto resultante de ia oxidación del vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 209 se puede recircular a la(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 203 y se puede usar como una fuente de ajuste de agua. La corriente empobrecida en sólidos del hidroclonador 221 , es preferentemente recirculada al cristalizador con evaporación por calor 207 para una nueva recuperación del producto de N-(fosfonometil)glicina. Al menos una porción 231 sobrenadante 223 de la centrifuga 217 es preferentemente recirculada al cristalizador por calor 207 para una posterior recuperación de N-(fosfonometil)glicina. Alternativamente (o además de), una porción 233 del sobrenadante 223 puede ser recirculada a la (s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 203, para convertir el sustrato, ácido N- (fosfonomet¡l)lminodiacético que quedó sin reaccionar en el sobrenadante 223 al produdo de N-(fosfonometil)giicina. Alternativamente (o además de), una porción 227 del sobrenadante 223 puede ser purgada del sistema. La purga en un sistema continuo de una porción 227 del sobrenadante 223 de la centrifuga 217, ayuda a reducir la acumulación de impurezas (particularmente la acumulación de impurezas de moléculas de gran tamaño) en el sistema y de este modo en la torta húmeda 219. Dicho tratamiento puede incluir por ejemplo: 1. Poner la purga 227 en contacto con O2 y un metal catalizador del grupo VIH, para oxidar el formaldehído y el ácido fórmico presentes en dicha purga 227, como se describió antes para la purga del vapor de cabeza del cristalizador no adiabático. 2. Poner la purga 227 en contacto con 02 y un catalizador que contiene un metal noble para romper oxidativamente toda N-(fosfonometil)gllcina N-sustituida (a menudo sobretodo N-metil-N-(fosfonometil)giicina) para formar más Producto de N-(fosfonometil)glicina, la cual a su vez puede ser recogida en un cristalizador, por ejemplo recirculándola al cristalizador no adiabático 207. Preferentemente, esta reacción se debe llevar a cabo a una presión de al menos la presión atmosférica (mejor aún entre alrededor de 2.1 y alrededor de 14.06 kg/cm2), a una temperatura entre alrededor de 50 y alrededor de 200°C (mejor si es entre alrededor de 70 y alrededor de 150°C, y mejor aún si es entre alrededor de 125 y alrededor de 150°C), a una concentración de oxígeno disuelto no mayor de 2 p.p.m. y a una relación en peso de metal noble a subproducto(s) de N-(fosfonometil)glicina N-sustituida entre alrededor de 1 :500 y alrededor de 1 :5 (mejor si es entre alrededor de 1:200 y alrededor de 1:10, y mejor aún si es entre alrededor de 1 :50 y alrededor de 1 :10). Este método de tratamiento está descrito en detalle por Morgenstem y otros en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 6.005.140. 3. Combinar la purga 227 con formaldehído en un exceso estequiométrico con relación a los compuestos N-(fosfonometil)glicina y sus derivados, y luego calentarla en presencia de un metal de transición catalizador (por ejemplo manganeso, cobalto, hierro, níquel, cromo, rutenio, aluminio, molibdeno, vanadio, cobre, cinc o cerio) para formar compuestos más inocuos desde el punto de vista del medio ambiente. Este procedimiento está descrito en detalle por Grabiak y otros en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 4.851.131. 4. Pasar la purga 227 a través de otro cristalizador para otra recuperación del producto de N-(fosfonometil)glicina. En otra modalidad particularmente valorada, al menos una porción del efluente de la mezcla de reacción de oxidación (preferentemente en ausencia de todo catalizador, pero en particular en ausencia de todo catalizador homogéneo o heterogéneo que co-precipite con la Producto de N-(fosfonometil)glicina) se introduce en un cristalizador que opera sustancialmente en forma adiabática (es decir, toda entrada de calor al o salida de calor del cristalizador no es mayor de 200 kcal. por kg de alimentación al cristalizador), mejor si opera en forma totalmente adiabática. A diferencia del procedimiento llevado a cabo en un cristalizador no adiabático como el descrito anteriormente, el procedimiento de separación en un cristalizador adiabático, resulta primariamente de la disminución en la solubilidad debida al enfriamiento, antes que al efecto de concentración por remoción de agua. En una modalidad de elección, la separación del licor madre de ios sólidos de cristalización se lleva a cabo en parte por decantación. Como la canfidad de agua eliminada en una cristalización adiabática es relativamente pequeña, el licor madre tiene un contenido de impurezas relativamente bajo. De acuerdo con esta invención, se ha observado que este licor madre puede ser directamente recirculado al sistema de reactores de oxidación como una fuente de agua del procedimiento. La cristalización adiabática es ventajosa porque no requiere ia energía (generalmente en forma de vapor de agua) que es requerida en un cristalizador no adiabático. En un sistema cristalizador adiabático, particularmente valorado, la mezcla de reacción final es sometida a un descenso repentino de presión, en una sección de evaporación instantánea, lo que provoca la evaporación de parte del agua de la mezcla de reacción. Esta evaporación, a su vez, provoca el enfriamiento de la mezcla de reacción remanente. El enfriamiento da como resultado la precipitación del producto N-(fosfonometil)glicina. El licor madre puede luego ser decantado para concentrar la suspensión del producto de N-(fosfonometil)gllcina. La cristalización adiabática es ventajosa porque no requiere la energía ( generalmente en forma de vapor de agua) que es requerida en un cristalizador no adiabático. La Fig. 12 muestra una modalidad de un sistema que contiene un cristalizador adiabático 115. Un medio acuoso de alimentación 101 que contiene ácido N-(fosfonometil)iminodiacético como sustrato, se Introduce en un sistema de reactores de oxidación 103, con una o más zonas de reacción de oxidación, en dónde el sustrato se oxida para dar una mezcla de reacción de oxidación 105 que contiene N-(fosfonometil)glicina como producto. La mezcla de reacción de oxidación 105, retirada del sistema de reactores 103, puede pasarse opeionalmente a través de un tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107. El tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107, baja en cierto grado la presión de la mezcla de reacción 105, haciendo que el C02 disuelto sea eliminado de la mezcla y venteado de dicho tanque. El descenso de presión adecuado, depende de la presión a la cual transcurre la reacción en el sistema de reactores 103. Normalmente, por ejemplo en la(s) zona(s) de reacción de oxidación dónde ia presión es de 8.08 kg/cm2, el descenso de la presión en el tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107, no es mayor de alrededor de 7.03 kg/cm2, mejor si es entre alrededor de 1.4 y alrededor de 5.6 kg/cm2, aún mejor si es entre alrededor de 4.2 y alrededor de 5.6 kg/cm2, y todavía aún mejor si es de alrededor de 5.2 kg/cm2; mientras que el descenso adecuado de la presión, en la(s) zona(s) de reacción dónde la presión es de 15.1 kg/cm2, no es mayor de 14.06 kg/cm2, mejor si es entre alrededor de 8.4 y alrededor de 12.6 kg/cm2, aún mejor si es entre 11.2 y alrededor de 12.6 kg/cm2, y todavía aún mejor si es de alrededor de 12.3 kg/cm2. Esto provoca generalmente que hasta alrededor de un 1.5% en peso de la mezcla de reacción final 105, (mejor entre alrededor de 0.2 y alrededor de 1%, mejor aún entre alrededor de 0.2 y alrededor de 0.5% y todavía aún mejor alrededor de 0.25%) se pierda en la fase vapor. En general, la presión sobre la corriente de vapor de alimentación del cristalizador resultante 114, que deja el tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107 es al menos de alrededor de 1.05 kg/cm2, mejor si es entre alrededor de 1.7 y alrededor de 7.03 kg/cm2, mejor aún si es entre alrededor de 2.1 y alrededor de 4.2 kg/cm2, y todavía aún mejor si es de alrededor de 2.8 kg/cm2. Se puede introducir una fuente de oxígeno (por ej. un gas que contenga O2) en el tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107, para una posterior oxidación del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético de la mezcla de reacción 105, que no se oxidó en Ia(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 103, y de sus subproductos, ácido fórmico y formaldehído, presentes en la mezcla de reacción 105. De esta manera, el tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 107 actúa como una zona de oxidación en serie con el sistema de reactores 103. La corriente de alimentación del cristalizador 114 se introduce en el cristalizador adiabático 115. De acuerdo a la presente invención y haciendo referencia a la Fig. 12 se establece a continuación una descripción detallada del funcionamiento de un sistema cristalizador adiabático El funcionamiento del cristalizador adiabático 115 produce vapor 117 (es decir el vapor de cabeza del cristalizador adiabático) descargado por la parte superior del cristalizador, una comente de decantación 124 (es decir licor madre) retirada del cristalizador y una suspensión de cristalización 125 conteniendo un precipitado cristalino del producto de N-(fosfonometil)glicina retirada de la parte inferior del cristalizador. Por lo menos una porción (por ejemplo de corriente 146) del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 117 y/o al menos una porción 132 del decantado retirado 124, pueden ser recirculadas a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores 103. En general, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático recirculado 117 y/o ei decantado retirado 124 es/son recirculados a la(s) zona(s) de reacción de oxidación y usados como fuente de agua para disolver el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, de manera de formar fa corriente de alimentación 101 del sistema de reactores 103. Preferentemente, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático recirculado 117 y/o el decantado retirado 124 es/son introducidos en la zona de oxidación de más arriba dónde el sistema de reactores 103 contiene dos o más zonas de reacción de oxidación, en serie. Recircular al menos una porción 132 del decantado 124 al sistema de reactores es ventajoso porque reduce los requerimientos de agua y el volumen de desechos del sistema. También a menudo permite la recuperación de N-(fosfonometil)glicina adicional del sustrato sin reaccionar, ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético, en el decantado 124. Esta recirculación es particularmente ventajosa porque a menudo permite una oxidación adicional de subproductos tales como formaldehído y ácido fórmico. La recirculación de la corriente 132 es más ventajosa aún porque permite recircular el agua directamente a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del cristalizador 115, sin tener que gastar previamente energía para evaporar el agua (como es el caso para la recirculación de los vapores de cabeza del cristalizador con evaporación por calor como se examinó anteriormente). Como el reclrculado del decantado 132 también permanece a una temperatura relativamente elevada (preferentemente 60°C), puede utilizarse para precalentar la corriente acuosa de alimentación 101. Cuando un catalizador de metal noble sobre carbono es utilizado en el sistema de reactores 103 se puede observar otro beneficio adicional de la corriente de recirculación del decantado 132 que es que el metal noble lixiviado del catalizador puede ser retornado al sistema de reactores. Se cree que la recirculación al sistema de reactores 103, de corrientes conteniendo metal noble como la corriente 132, reduce la pérdida neta de metal noble del sistema. Particularmente cuando el catalizador contiene carbono (y aún más cuando el catalizador tiene un metal noble depositado sobre un soporte de carbono) es preferible recircular al menos una porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 117 indirectamente, por condensación del mismo y luego mezclando el condensado con el catalizador. Esto es muy ventajoso porque el vapor de cabeza del cristalizador adiabático 117 contiene a menudo formaldehído y/o ácido fórmico, que corno se vio anteriormente, ambos actúan como agentes reductores. En una modalidad que se valora particularmente, una porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 117, se rectifica o condensa y posteriormente se destila para obtener un condensado enriquecido en formaldehído y/o ácido fórmico. Esta solución enriquecida, a su vez, es la porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático que se pone en contado con el catalizador que contiene carbono. Como se indicó anteriormente, este tratamiento de reducción puede ocurrir en uno o más tanques contenedores de catalizador dentro del sistemas de reactores 103. Por lo menos otra porción 149 del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 117 y/o por lo menos una porción 151 del decantado retirado 124 puede ser purgada (es decir descargada) del sistema como desecho. En un sistema continuo esta purga ayuda a reducir la cantidad de impurezas acumuladas en el sistema. Esta purga puede, a su vez, ser posteriormente tratada para retirar las impurezas con técnicas conocidas en el medio, como aquellas descritas anteriormente para la purga de la corriente descendente de la centrifuga en un cristalizador no adiabático. Por ejemplo la purga puede entrar en contacto con un gas que contiene oxígeno y metales catalizadores del grupo VIH, para oxidar el formaidehído y el ácido fórmico a CO2 y agua. El producto de este tratamiento de oxidación puede ser recirculado a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores 103 como una fuente de ajuste de agua.

La suspensión de N-(fosfonomefii) glicina 125 retirada de la parte inferior del cristalizador adiabático 115 contiene el granel del producto N- (fosfonometil)glicina. La suspensión 125 generalmente se pasa por una centrífuga 155 para concentrar aún más la suspensión 125 y formar una torta húmeda 157 que contiene N-(fosfonometll)glicina. Normalmente, la concentración de la N-(fosfonometil)glicina en la torta húmeda 157 es al menos de alrededor de un 95% (en peso de todos ios compuestos además del agua). La corriente empobrecida en sólidos 161 (es decir el sobrenadante) del centrifugado 155, puede por ejemplo, ser recirculada al cristalizador adiabático 115 a través de la corriente 165 o recirculada a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores 103 a través de la corriente 169 para ser utilizada como fuente de agua en la corriente acuosa de alimentación 101. A fin de mantener ia concentración de impurezas en un nivel aceptable y permitir el uso ventajoso de la comente de recirculación del decantado 132, por lo menos una porción de la corriente empobrecida en sólidos 161 puede ser retirada a través de la corriente 173. La corriente 173 puede subsiguientemente ser tratada por ejemplo por los procedimientos de tratamiento de desechos descritos anteriormente para la purga de la corriente - descendente de la centrifuga en un cristalizador por calor no adiabático. En otra modalidad, la corriente 173 se envía al cristalizador con evaporación por calor para una recuperación adicional del producto de manera similar a la mostrada en la Fig. 13.

La Fig. 12A es un esquema de un sistema de cristalización adiabático de elección para usar en el trabajo prádico de la presente invención. Como se muestra, el sistema 115 comprende un separador vapor/liquido 703 determinando una zona de separación vapor/líquido, ubicada generalmente arriba y en fluida comunicación de flujo con una cámara de retención 705. El separador vapor/líquido 703 no tiene acceso a la comunicación directa con la región superior de la cámara de retención 705, pero está en fluida comunicación de flujo con la región inferior de la cámara de retención a través de una tubería 706, la boca 708 de la tubería 706 está separada por una distancia relativamente corta de la parte inferior de la cámara de retención. Están disponibles en el mercado aparatos cristalizadores de la empresa HPD Products División of U.S. Filter (Plainfield, Illinois, U.S.A.) con esta configuración general. Una entrada de recirculación 709 del cristalizador, está ubicada en el separador vapor/líquido 703, mientras que la cámara de retención 705 está provista de: una salida de decantación 711 para la cristalización del licor madre ubicada encima de la boca 708 de la tubería 706, una salida intermedia para la recirculación de la suspensión 712 ubicada encima de la boca de la tubería y debajo de la salida de decantación 711 y una salida inferior para la suspensión del producto 713 ubicada en la parte de abajo de la cámara 705. Durante el funcionamiento, la cámara de retención 705 está predominantemente llena de líquido, mientras que el nivel del líquido 715 en el separador vapor/líquido 703 se mantiene algo por debajo de la entrada de reclrculación 709 dercristalizador.

Una mezcla acuosa de alimentación del cristalizador 716 que contiene N-(fosfonometil)glicina obtenida del efluente de la mezcla de reacción 114 retirada de la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores (junto con varias corrientes de recirculación como será descrito posteriormente) se introduce a través de la entrada de recirculación 709 dentro del separador vapor/líquido 703. El separador vapor/líquido define una zona de evaporación mantenida por un sistema de vacío (que no se muestra) a una presión subatmosférica y por debajo de la presión de vapor de la mezcla de alimentación del cristalizador 716. El nivel del líquido 715 en el separador vapor/líquido 703 se mantiene equilibrando las presiones a través de los orificios provistos en la sección superior de la tubería 708 que comunica con la cámara de retención 705. La mezcla de alimentación del cristalizador 716 comprende: (a) El efluente de la mezcla de reacción de oxidación 114 retirado de ia(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores (es decir solución de partida), la que puede haber sido filtrada para remover el catalizador; (b) una corriente de recirculación de la suspensión 723 que contiene al menos una porción de la suspensión que está saliendo por la salida intermedia de recirculación de ia suspensión 712 como se describe a continuación, y también generalmente (e) un sobrenadante 165 que contiene el licor madre de cristalización recirculado de un sistema de centrifugación 155 al cual se dirige la suspensión del producto 125 desde la salida 713 para la recuperación del producto de N-(fosfonometilglicina) sólida, como se describe a continuación. La presión mantenida en el separador vapor/liquido 703 generalmente no es mayor que aproximadamente 0.5 kg/cm2, preferentemente entre alrededor de 0.1 y alrededor de 0.28 kg/cm2, aún mejor si es entre alrededor de 1.7 y alrededor de 0.24 kg/cm2, todavía mejor aún si es alrededor de 0.2 kg/cm2. Generalmente la presión de la mezcla de alimentación del cristalizador 716 que está inmediatamente por encima del separador vapor/líquido es tal, que la mezcla de alimentación del cristalizador es sometida a una reducción de presión de al menos alrededor de 7.03 kg/cm2, preferentemente entre alrededor de 0.7 y alrededor de 5.6 kg/cm2, mejor aún si es entre alrededor de 2.1 y alrededor de 4.2 kg/cm2, y todavía mejor aún si es de alrededor de 2.67 kg/cm2, previo a la entrada al separador vapor/líquido. Ei repentino descenso en la presión provoca que agua y pequeñas moléculas de impurezas (por ejemplo formaldehído y ácido fórmico) se evaporen instantáneamente de la mezcla de alimentación 716 en el separador vapor/líquido 703. El vapor 117 (es decir el de cabeza) producido, se separa y descarga de ia parte de arriba del separador 703 y se dirige a una unidad de condensación (que no se muestra). Normalmente, no más de alrededor del 30% en peso, mejor si es entre alrededor de 5 y alrededor de 30% en peso, mejor aún si es entre alrededor de 5% y alrededor de 10% en peso de la mezcla de reacción de oxidación 114, se descarga como vapor 117. Como resultado de la evaporación, la porción remanente de la fase condensada de la mezcla de alimentación del cristalizador 716 se enfría considerablemente, causando la precipitación del producto de N-(fosfonometil)glicina y produciendo una suspensión del producto de evaporación 718 que contiene sólidos del producto de N-(fosfonometil)g licina 7I9 suspendidos en licor madre que está sustancialmente saturado o sobresaturado en N-(fosfonometll)glicina. Es preferible que el efecto de enfriamiento resultante del descenso de presión al entrar en el separador vapor/líquido 703 sea suficiente para que la temperatura de la suspensión del producto de evaporación 718 esté entre alrededor de 30 y alrededor de 40°C por debajo de la temperatura de la mezcla de reacción de oxidación 114 introducida en el sistema de cristalización adiabático. La temperatura de la suspensión del producto de evaporación 718 no debe ser mayor de alrededor de 80°C, mejor si es entre alrededor de 45 y alrededor de 80°C, aún mejor si es entre alrededor de 55°C y alrededor de 70°C, y especialmente mejor aún si es entre alrededor de 60 y alrededor de 70°C. La suspensión del producto de evaporación 718 deja el separador 703 descendiendo por la tubería 706 y se introduce en la región inferior de la zona de retención dentro de la cámara de retención 705. La zona de retención está dividida en una región de cristalización inferior, generalmente por debajo del nivel 720, y una región de decantación superior, generalmente por encuna del nivel 720. En la zona de retención, la suspensión del producto de evaporación 718 se separa en un liquido sobrenadante 722 que contiene una fracción del licor madre (generalmente la producción neta del mismo) y una segunda corriente de suspensión 723 que contiene cristales de N-(fosfonometil) glicina precipitada y licor madre que es retirado de la cámara de retención 705 a través de la salida intermedia de la suspensión 712. Una corriente del decantado 124 que contiene un líquido sobrenadante 722 se retira de la cámara de retención 705 a través de salida de decantación 711 próxima a la parte de arriba de la cámara de retención en la región de decantación. La suspensión del producto de cristalización 125 que contiene suspensión de N-(fosfonometil)glicina se retira de la parte inferior de la cámara de retención 705 a través de la salida 713 en la región de cristalización. La suspensión del producto de cristalización se envía al sistema de centrifugación 155 donde los cristales de N-(fosfonometiI)glicina se separan como torta húmeda. Normalmente, la concentración de la N-(fosfonometil)glicina en la torta húmeda es al menos de alrededor de un 95% (en peso de todos los compuestos además del agua). El sobrenadante 165 resultante, es recirculado y combinado con una segunda porción de suspensión del producto en la corriente de suspensión 723 retirada de la cámara de retención 705, en la interfase (es decir, zona opaca) entre la región de decantación y la de cristalización de la zona de retención. El flujo combinado se introduce en el separador vapor/liquido 703 junto con ia mezcla de reacción de oxidación 114 como mezcla de alimentación del cristalizador 716. Al menos una porción importante, preferentemente toda la segunda corriente de suspensión 723 retirada por la salida 712 se recircula al separador vapor/liquido 703, dónde se mezcla con la corriente de la mezcla de reacción 114 y el sobrenadante 165 del sistema de centrifugación 155 para formar la mezcla de alimentación 716 para el separador vapor/liquido 703. El licor madre 722 se separa (es decir se decanta) de la suspensión del producto de evaporación 718 en la región de decantación. La decantación se lleva a cabo manteniendo las velocidades relativas a las cuales la mezcla de reacción 114 se introduce a través de la entrada 709, el decantado 124 se retira desde la salida 711 , y toda o una parte de la segunda suspensión 723 es recirculada desde la salida intermedia de la suspensión 712 a través de la corriente de alimentación del cristalizador 716 (controlando de esta manera la velocidad a la cual la suspensión del producto de evaporación 718 se introduce en la zona de retención) en tales condiciones la velocidad de flujo ascendente en la región de cristalización inferior de la zona de retención debajo de la salida intermedia 712 de la suspensión es suficiente para mantener los cristales del producto de N-(fosfonometil)glicina 719 en suspensión en la fase líquida, mientras que la velocidad de flujo ascendente en la región de decantación superior de la zona de retención encima de la salida de la suspensión 712, está por debajo de la velocidad de asentamiento de al menos alrededor de un 80% en peso de los cristales de N-(fosfonometiI)gllcina en la región de cristalización, mejor si está por debajo de la velocidad de asentamiento de al menos un 95% en peso, mejor aún si está por debajo de la velocidad de asentamiento de al menos un 98% en peso. Así, se establece una interfase, aproximadamente al nivel de la salida intermedia de la suspensión 712, entre la región superior de decantación de la zona de retención la cual contiene licor madre sustancialmente claro, y la región de cristalización inferior de la zona de retención la cual contiene una suspensión de cristalización. Preferentemente, las velocidades relativas a las cuales la mezcla de reacción de oxidación 114 se introduce dentro del sistema adiabático de cristalización 115, el decantado 124 se retira desde la salida 71 1 , la suspensión del producto 125 se retira desde la salida de la suspensión 713 y el sobrenadante 165 se recicla del sistema de centrifugación 155 son controladas de modo que la relación de sólidos de producto de N-(fosfonometil)glicina a licor madre en la región de cristalización inferior de la zona de retención, sea mayor que la relación creciente dei producto de N-(fosfonometil)gllcina a licor madre resultante de los efectos de la evaporación, siendo esta relación creciente la relación de sólidos crecientemente producidos del producto de N-(fosfonometil)glicina a licor madre crecientemente producido por ello, es decir, la producción neta de N-(fosfonometil)giicina cristalina producto. Expresado de otra manera, la relación creciente es la relación que sería obtenida si la mezcla de reacción de oxidación fuera evaporada instantáneamente en ausencia de sólidos en la mezcla de alimentación del cristalizador (es decir, en ausencia de una segunda suspensión recirculada). Debe sobreentenderse que los efectos de la evaporación incluyen tanto efedos de concentración como efedos de enfriamiento, pero dónde la operación del cristalizador es sustancialmente adiabática, como se prefiere, la cristalización resulta principalmente del enfriamiento de la fase líquida hasta una temperatura a la cual la solubilidad de la N-(fosfonometiI)glicina es sustancialmente menor que la que tiene a la temperatura de la mezcla de reacción de oxidación. Preferentemente, la relación sólidos/licor madre en la región inferior de la zona de retención, es de al menos dos veces la relación creciente resultante de los efectos de la evaporación, y la concentración de sólidos del producto en la región de cristalización es también de al menos dos veces la concentración crecientemente producida. Expresado de otra manera, la concentración de sólidos de N-(fosfonometiI)glicina en la región de cristalización inferior de la zona de retención es de al menos alrededor de un 12% en peso, preferentemente al menos de alrededor de un 15% en peso, mejor aún si es está en el rango comprendido entre alrededor de 18% y alrededor de 25% en peso. En el sistema, como se explicó, la velocidad de remoción de producto sólido en la centrífuga 155 y de licor madre como decantado 124 es en definitiva fijada por el balance del sistema material, pero las existencias de sólidos en la región de cristalización inferior de la zona de retención pueden ser ajustadas por una disminución o un incremento transitorio de la velocidad a la cual la suspensión producto se retira por la salida 713 en relación a la decantación a través de la salida 711. Como se expone detenidamente más adelante, se ha observado que el control de las existencias de sólidos en la región de cristalización de la zona de retención, proporciona un control del tamaño promedio de partículas del producto de N-(fosfonometii)glicina del procedimiento de cristalización.

El estado estacionario de la velocidad del flujo ascendente en la región superior de decantación de la zona de retención se determina por medición de la sección transversal de la cámara de retención 705 basada en el balance material del procedimiento y la velocidad de asentamiento de los sólidos. Preferentemente, se debe establecer una velocidad de flujo hacia arriba relativamente alta en la región de cristalización inferior de la zona de retención manteniendo una alta velocidad de recirculación de la segunda suspensión 723 entre la salida intermedia de la suspensión 712 y la entrada de recirculación 709 al separador vapor/liquido 703 (es decir en el rango de 20:1 a 100:1 con respecto a la velocidad del medio de reacción de oxidación 114 introducido dentro del sistema de cristalización o el decantado 124 retirado de allí). La fracción del sobrenadante 165 del sistema de centrifugación 155 que es recirculada como parte de la mezcla de alimentación del cristalizador 716 también aumenta la velocidad de la recirculación y la velocidad de flujo ascendente, pero aparte de eso tiende a diluir la suspensión en la región de cristalización. Combinando una alta velocidad de recirculación de la segunda suspensión con una adecuada calibración de la cámara de retención 705, la velocidad de flujo hacia arriba en la región de cristalización inferior de la zona de retención puede ser controlada al menos en cuatro veces la velocidad de sedimentación de al menos un 80% en peso de los sólidos contenidos en la segunda suspensión, mientras que la velocidad de ascendente en la región superior de decantación de la zona de retención puede ser establecida a menos de un cuarto de la velocidad de sedimentación de al menos un 80% en peso de los sólidos contenidos en la corriente de la segunda suspensión. El funcionamiento con un alto contenido de sólidos en la región de cristalización, junto con una alta velocidad de recirculación de la segunda suspensión 723 desde la salida intermedia de la suspensión 712 al separador vapor/liquido 703, proporciona una alta concentración de sólidos a través de la zona de evaporación. Se ha encontrado que este modo de funcionamiento tiene un efedo significativamente favorable tanto en la productividad del procedimiento de cristalización como en el tamaño de partícula y las características de drenado de la N-(fosfonometil)glicina obtenida. Hay una solución de compromiso entre el tamaño de partícula y la productividad porque la productividad está directamente relacionada al grado de sobresaturación, pero el grado de sobresaturación en general está inversamente relacionado al tamaño de partícula. Sin embargo aún a un promedio de tamaño de partícula relativamente alto, el funcionamiento a altos contenidos de sólidos aumenta efectivamente la superficie de los cristales sólidos de N-(fosfonometiI)glicina sobre los cuales puede ocurrir cristalización, y de este modo permite que el procedimiento de cristalización transcurra a una alta productividad pero con una sobresaturación de la fase líquida relativamente minima que es necesaria para proporcionar una fuerza de conducción para la cristalización. A su vez, la cristalización a bajos niveles de sobresaturación promueve la formación de cristales relativamente grandes. De este modo, para una productividad dada de la zona de evaporación, el procedimiento de cristalización de la invención proporciona un tamaño promedio de partícula sustancialmente mayor que el tamaño promedio obtenido en un evaporador de referencia con retro-mezclado total y dónde la relación de sólidos de N-(fosfonometil) glicina a licor madre es igual a la relación de sólidos de N-(fosfonometil)glicina producidos crecientemente por los efectos de la evaporación a licor madre crecientemente producido de ese modo. Por ejemplo, el procedimiento de cristalización de la invención puede ser operado a alta productividad para obtener un producto que tiene (1 ) una media de área de partícula de por lo menos alrededor de 200 µm, preferentemente al menos de alrededor de 225 µm, mejor si es al menos de alrededor de 250 µm, mejor aún si es al menos de 300 µm y especialmente si es al menos de alrededor de 350 µm (2) una media de longitud de partícula de por lo menos alrededor de 85 µm, preferentemente alrededor de 90 µm, mejor si es alrededor de 95 µm , mejor aún si es de alrededor de 100 µm, todavía aún mejor si es de al menos 105 µm y especialmente si es al menos de alrededor de 110 µm; y (3) un área superficial de BET (Brunauer-Emmett-Teller) no mayor de alrededor de 0.11 m2/g, mejor si no es mayor de alrededor de 0.09 m2/g, mejor aún si no es mayor de alrededor de 0.07 m2/g y todavía aún mejor si no es mayor de alrededor de 0.06 m2/g. La media de área y la media de longitud de partícula establecidas anteriormente, pueden ser determinadas utilizando un dispositivo de medida de reflectancia con haces enfocados (FBRM) como un LASENTEC Modelo M100F, que comercializa la empresa Laser Sensor Technology inc. (Redmond, Washington, U.S.A.).

A las altas velocidades de flujo que prevalecen a lo largo del camino de recircuiación entre la salida intermedia de la suspensión 712 y la boca 708 de ia tubería 706, el sistema de cristalización funciona predominantemente en modo de flujo tapón (es decir sin retromezclado axial). Como resultado, un gradiente decreciente en el grado de sobresaturación predomina a lo largo de este camino, maximízando de este modo la fuerza conductora promedio integrada disponible para la cristalización, y permitiendo apreciar un menor grado de sobresaturación en el extremo de la corriente descendente del recorrido del flujo tapón ( es decir, a la boca de la tubería) del que podría ser apreciado en un sistema con retromezclado. Combinando el efecto del flujo tapón con el bajo grado de sobresaturación que fue factible por la gran área superficial que presentan los cristales debido al alto contenido de sólidos en la suspensión recirculante, el resultado neto a cualquier velocidad de producción es una posterior reducción del grado de sobresaturación en ia fase líquida dentro de la región de cristalización inferior de la zona de retención, y por lo tanto en el licor madre decantado 124 que es retirado del sistema. El funcionamiento del flujo tapón en combinación con el alto contenido de sólidos puede ser explotado con respecto a la productividad. Se ha encontrado que la alta productividad puede ser apreciada aún cuando la máxima sobresaturación es decir, la fuerza conductora de cristalización, expresada como la diferencia entre la concentración de la Producto de N-(fosfonometil)glicina en la fase acuosa líquida en cualquier ubicación dentro del camino de recirculación y la concentración de saturación de N-(fosfonometil)glicina en la fase acuosa líquida en dicha ubicación no sea mayor de alrededor de 0.7% en peso, en base fase líquida acuosa, o cuando la extensión promedio integrada de sobresaturación en todo el camino de recirculación no sea mayor de 0.5%. Mirando la relación entre ia sobresaturación y la produdlvldad desde otro punto de vista, el procedimiento como fue descrito, puede funcionar eficazmente a una sobresaturación promedio integrada en todo el camino de recirculación que sea al menos de un 2% menor que la extensión de sobresaturación requerida para proporcionar una productividad de cristalización equivalente por unidad de volumen de trabajo de un evaporador de referencia con una zona de evaporación con retromezclado total, en la cual la relación de sólidos de N-(fosfonometil) glicina producto a licor madre es igual a la relación de sólidos de N-(fosfonometil) glicina producidos crecientemente por los efectos de la evaporación a licor madre crecientemente producido de ese modo. La capacidad de una centrífuga o filtro para eliminar agua de la suspensión producto 125 se ve especialmente mejorada, por el grosero tamaño de partícula de los cristales producidos de acuerdo con el procedimiento ilustrado en la Fig. 12 A, con el consiguiente ahorro de capital y gastos de mantenimiento. Por ejempio, mediante el uso de un sistema de centrifugación de cestos verticales u otro dispositivo para eliminar el agua, se obtiene N-(fosfonometil)glicina con un bajo contenido de agua, por ejemplo exhibiendo una pérdida por secado no mayor de alrededor de 15% en peso, mejor si no es mayor de alrededor de 8% en peso. Una menor humedad en la torta del centrifugado se traduce directamente en una menor contaminación de cloruros, NMG, ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético sin reaccionar, etc. en la torta del centrifugado. De este modo, el uso de un sistema adiabático de cristalización brinda ia oportunidad de producir N-(fosfonometil)glicina excepcionalmente producto pura. Para minimizar la abrasión de los cristales de N-( fosfonometii) glicina producto, se usa una bomba de flujo axial para recircular el material en el sistema cristalizador adiabático. Ventajosamente, la operación de cristalización de la Figura 12 A transcurre adiabáticamente, es decir no hay transferencia sustancial de calor de o hacia el sistema a través de la transferencia de calor de o hacia la zona de separación vapor/líquido, la zona de retención, la mezcla de alimentación a la zona de separación vapor/líquido, la segunda suspensión que es recirculada a la zona de separación vapor/líquido, o el sobrenadante que es retomado desde el sistema de centrifugación. Por reducción de la presión en ia mezcla de alimentación como se describió anteriormente, se alcanza una evaporación suficiente como para enfriar la fase líquida en una extensión tal que se puede apreciar una sustancial cristalización de la Producto de N-(fosfonometil)glicina. Se pueden obtener ahorros en el capital y la energía al obviar la necesidad de intercambiadores de calor en el evaporador y eliminar también el procedimiento de disminución del tiempo requerido para ablandar periódicamente los intercambiadores de calor obstruidos.

Más aún, sin un gasto sustancial de energía para la separación se proporciona una corriente de decantación 124 que puede fácilmente servir como una fuente de agua del procedimiento para recircularla a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores. Como la cristalización se puede llevar a cabo a alta productividad y a un grado de sobresaturación relativamente limitado, el decantado recirculado a la(s) zona(s) de reacción de oxidación tiene prádicamente la concentración teórica mínima del producto de N-(fosfonometil) glicina. Puesto que la productividad del sistema de oxidación está generalmente limitada por la solubilidad de la N-(fosfonometil)glicina en el efluente de la mezcla de reacción, especialmente cuando se usa un catalizador en particular en la preparación del ácido libre de la N-(fosfo no metil) glicina, la N-(fosfonometil) glicina producto en el decantado recirculado, puede, al menos en alguna medida deslucir la productividad neta del sistema de reactores de oxidación, al limitar la velocidad a la cual el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético puede ser transformado en Producto de N-(fosfonometil)gllc¡na sin sobrepasar la solubilidad del producto de N-(fosfonometil)glicina. Este modesto deslucimiento, asociado con la recirculación del decantado es minimizado por la recuperación de cerca de la máxima proporción teórica del producto de N-(fosfonometil) glicina en el cristalizador, minimizando en consecuencia el contenido del producto de N-(fosfonometil)glicina en la corriente de agua que es recirculada. Aunque se prefiere el diagrama del sistema en la Fig. 12 A, los expertos en el área reconocerán que existen otras opciones para establecer y mantener altas relaciones de N-(fosfonometil) glicina a licor madre en la región de cristalización de la zona de retención, las que son eficaces para obtener cristales relativamente groseros. El procedimiento de la Fig. 12 A es eficaz para retener sólidos en la zona de evaporación, el procedimiento puede alternativamente ser operado para retornar sólidos a la zona de evaporación. Por ejemplo, si la cristalización se realiza en un cristalizador con evaporación con retromezclado total, es posible establecer y mantener altas y desproporcionadas existencias de sólidos en el cristalizador al reciclar el producto cristalino del filtro o de ia centrífuga usada para recuperar sólidos del producto de N-(fosfonometil)glicina, ya sea no reclclando el filtrado/sobrenadante o reciclando una menor proporción del filtrado/sobrenadante con respecto a los sólidos recirculados. Sin embargo, como podrán apreciar los expertos en el área, el último esquema de la operación conlleva una disminución en la capacidad de filtración o centrifugación. Una ventaja significativa del procedimiento de elección de la Fig. 12 A es el logro de altas existencias de sólidos por decantación antes que por el uso de medios mecánicos onerosos, para la separación sólido/liquido. Sofrendentemente se ha descubierto que el funcionamiento del cristalizador adiabático en el modo preferido descrito anteriormente, puede obviar la necesidad de concentrar ia suspensión producto de la decantación (como la usada por el hidroclonador) antes de su introducción en la centrífuga.

La Fig. 13 muestra un ejemplo de una modalidad de elección, en la cual el procedimiento comprende un cristalizador adiabático operando en sene con un cristalizador no adiabático. Muchas de las diferentes corrientes mostradas en la Fig. 13 son análogas a aquellas descritas anteriormente para cristalizadores adiabáticos y para cristalizadores no adiabáticos por separado. Una corriente acuosa de alimentación 601 que contiene ácido N-(fosfonometil)imlnodiacético como sustrato, se introduce en un sistema de reactores de oxidación 603, con una o más zona(s) de reacción de oxidación, en donde el sustrato se oxida para dar una mezcla de reacción de oxidación 605 que contiene N- (fosfonometil) glicina como producto. La mezcla de reacción de oxidación 605 puede pasarse opcionalmente a través de un tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 607. Dicho tanque 607 baja la presión en la mezcla de reacción 605 hasta cierto grado, haciendo que el C02 disuelto sea eliminado de la mezcla y venteado de dicho tanque. Se puede introducir una fuente de oxígeno (por ej. un gas que contenga 02) en el tanque pre-cristalizador de evaporación instantánea 607 para una posterior oxidación del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la mezcla de reacción 605, que no se oxidó en la(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 603, y de sus subproductos, ácido fórmico y formaldehído presentes en la mezcla de reacción 605. De esta manera, el tanque pre-cristalizador 607 actúa como una zona de oxidación en serie con el sistema de reactores 603.

Una corriente de alimentación del cristalizador 614 que contiene la mayor parte del producto de la N-(fosfonometíl) glicina se introduce en un cristalizador adiabático 615. M funcionar el cristalizador adiabático 615 produce vapor 617 (es decir vapor de cabeza del cristalizador adiabático) descargado desde la parte superior del cristalizador, una corriente de decantación 624 (es decir licor madre)retirada del cristalizador y una suspensión del producto de cristalización 625 que contiene producto de N-(fosfonometil)glicina cristalina precipitada retirada de la parte inferior del cristalizador. Por lo menos una porción (por ejemplo de corriente 646) del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 617 y/o por lo menos una porción 632 del decantado retirado 624, pueden ser recirculadas a la(s) zona(s) de reacción de oxidación del sistema de reactores 603. En general, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático recirculado 617 y/o el decantado retirado 624 es/son recirculados a ia(s) zona(s) de reacción de oxidación y usados como fuente de agua para disolver el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético, de manera de formar la corriente de alimentación 601 para el sistema de reactores 603. Preferentemente, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático recirculado 617 y/o el decantado retirado 624 es/son introducidos en la zona de oxidación de más arriba dónde el sistema de reactores 603 contiene dos o más zonas de reacción de oxidación, en serie. Recircuiar al menos una porción 632 del decantado 624 al sistema de readores es ventajoso porque reduce los requerimientos de agua y el volumen de desechos del sistema. También a menudo permite la recuperación de N-(fosfonometil)glicina adicional del sustrato sin reaccionar, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, en el decantado 624. Esta reclrculación es adicionalmente ventajosa porque a menudo permite una oxidación adicional de subproductos tales como formaldehído y ácido fórmico. La recirculación de la corriente 632 es más ventajosa aún porque permite recircular el agua desde el cristalizador 615 directamente a la(s) zona(s) de reacción de oxidación sin tener que gastar previamente energía para evaporar el agua (como ocurre con la recirculación de los vapores de cabeza del cristalizador con evaporación por calor que se analizó anteriormente). Como el decantado recirculado 632 también permanece a una temperatura relativamente elevada (preferentemente 60°C), el decantado recirculado 632 puede ser usado para precaientar la corriente acuosa de alimentación 601. Particularmente cuando . el catalizador contiene carbono (y aún más cuando el catalizador tiene un metal noble depositado sobre un soporte de carbono) es preferible recircular indirectamente, al menos una porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 617 al mezclarlo con el catalizador. Esto es muy ventajoso porque el vapor de cabeza del cristalizador adiabático 617 contiene a menudo formaldehído y/o ácido fórmico, que como se vio anteriormente, ambos actúan como agentes reductores. En una modalidad que se valora particularmente, una porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 617, se destila posteriormente, para obtener una solución enriquecida en formaldehído y/o ácido fórmico. Esta solución enriquecida, a su vez, es la porción del vapor de cabeza del cristalizador adiabático 645 que se pone en contacto con el catalizador que contiene carbono. Como se indicó anteriormente, este tratamiento de reducción puede ocurrir en uno o más tanques contenedores de catalizador dentro del sistema de reactores 603. Por lo menos otra porción 649 del vapor de cabeza del •cristalizador adiabático 617 y/o al menos una porción 651 del decantado retirado 624 puede ser purgada (es decir descargada) del sistema como desecho. En un sistema continuo esta purga ayuda a reducir la cantidad de impurezas acumuladas en el sistema. Esta purga puede, a su vez, ser posteriormente tratada para retirar las impurezas con técnicas conocidas en el medio, como aquellas descritas anteriormente para la purga de la corriente descendente de la centrifuga en un cristalizador no adiabático. Al menos una porción 652 del decantado retirado 624, puede alternativamente ser enviada al cristalizador con evaporación no adiabático 663. La suspensión de N-(fosfonometil) glicina 625 retirada de la parte inferior del cristalizador adiabático 615 contiene el granel del producto N-(fosfonometil)giicina. La suspensión 625 generalmente se pasa por una centrífuga 655 para concentrar aún más la suspensión 625 y formar una torta húmeda 657 que contiene N-(fosfonometil)glicina. Normalmente, la concentración de la N-(fosfonometll)glicina en la torta húmeda 657 es de al menos alrededor de un 95% (en peso de todos los compuestos además del agua).

Al menos una porción del sobrenadante (preferentemente al menos de alrededor de 1 %, mejor si es entre alrededor de 1 y alrededor de 67%, mejor aun si es entre alrededor de 20 y alrededor de 50%, todavía aún mejor si es entre alrededor de 30 y alrededor de 40% y especialmente si es de alrededor de 33%) de la centrífuga 655, por otra parte, es enviada a un cristalizador con evaporación por calor 663, el cual proporciona calor al sobrenadante 661 para vaporizar el agua y pequeñas moléculas de impurezas para formar el vapor de cabeza del cristalizador 665. La mayor parte de la N-(fosfonometil)glicina precipita en el medio líquido 667. Este medio líquido 667 se retira del cristalizador no adiabático con evaporación 663 y se introduce en un hidroclonador 669, el cual forma una corriente rica en producto 673, enriquecida en N-(fosfonometil)glicina precipitada y una corriente empobrecida en sólidos 671. La corriente rica en producto 673 se introduce en una centrífuga 675 que forma un sobrenadante 677 (el cual es posteriormente empobrecido en el producto de N-(fosfonometil)gllcina precipitada) y una torta húmeda 679 de producto de N-(fosfonometil)gl¡c¡na. En algunos casos en que el sobrenadante 661 del sistema centrifugación 655 no se introduce en su totalidad en el cristalizador no adiabático 663, una porción 695 del sobrenadante 661 puede ser recirculada al cristalizador adiabático 615 y/o purgada del sistema a través de la purga 693 y tratada usando, por ejemplo, los diversos tratamientos de desechos líquidos examinados anteriormente. En la modalidad que se muestra en la Fig. 13, por lo menos una porción de la corriente de vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 665 puede ser recirculada al sistema de readores 603. A menudo, una porción 685 se recircula al sistema de reactores 603 y se utiliza como fuente de agua para disolver el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, y formar la corriente de alimentación 601 para la(s) zona(s) de oxidación. En particular cuando el catalizador es un catalizador que contiene carbono, una porción de la corriente de vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 665 también se puede usar de manera ventajosa para reducir la superficie catalítica. Esto se debe al hecho de que la corriente de vapor de cabeza 665 del cristalizador con evaporación por calor a menudo contiene formaldehído y/o ácido fórmico, los cuales actúan como agentes reductores, particularmente sobre los catalizadores que contienen carbono. El tratamiento de reducción puede ocurrir en uno o más tanques contenedores de catalizador del sistema de reactores 603. Por lo menos otra porción de la corriente de vapor de cabeza 665 del cristalizador con evaporación por calor se purga normalmente del sistema como ia purga 683. En un sistema continuo, esta purga 683 ayuda a reducir la acumulación de impurezas (l)articularmente la acumulación de pequeñas moléculas de impurezas) en el sistema. La purga 683 puede, a su vez, someterse posteriormente a un tratamiento para eliminar impurezas, como los que se analizaron anteriormente para la purga de las corrientes de vapor de cabeza de los cristalizadores adiabáticos y no adiabáticos mencionados anteriormente.

Al menos una porción 689 del sobrenadante 677 de la centrífuga 675 es preferentemente recirculada al cristalizador con evaporación por calor 663 (y/o al cristalizador adiabático 615) para una posterior recuperación de N-(fosfonometil)glicina. Alternativamente (o además de), una porción 691 del sobrenadante 677 puede ser recirculada a la (s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 603, para convertir el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodlacético, que quedó sin reaccionar en el sobrenadante 677 al producto de N-(fosfonometil)glicina. Una porción 687 del sobrenadante 677 también se purga normalmente del sistema. En un sistema continuo esta purga 687 ayuda a reducir la cantidad de impurezas acumuladas en el sistema (particularmente la acumulación de grandes moléculas de impurezas). Los desechos purgados 687 pueden, a su vez, someterse posteriormente a un tratamiento para eliminar impurezas, mediante, por ejemplo, las mismas técnicas descritas antes para los desechos líquidos purgados que se mencionaron anteriormente para cristalizadores adiabáticos y no adiabáticos. En una modalidad alternativa, en vez de (o además de) alimentar el sobrenadante 661 de la centrífuga 655 al cristalizador no adiabático 663, por lo menos una porción (preferentemente no menor de alrededor del 1%, mejor entre alrededor de 1 y alrededor de 67%, aún mejor entre alrededor de 20 y alrededor de 50%, todavía aún mejor entre alrededor de 30 y alrededor de 40%, y especialmente alrededor de un 33%) del decantado retirado 624 del cristalizador adiabático 615 se introduce en el cristalizador no adiabático 663. En tal caso, el sobrenadante 661 puede, por ejemplo, ser recirculado al cristalizador adiabático 615 (por medio de la corriente 695), recirculado al sistema de reactores 603, purgado del sistema (por medio de la comente 693), y/o introducido en el cristalizador no adiabático 663. La Fig. 14 muestra un ejemplo de una modalidad que se valoró especialmente en donde el procedimiento incluye un cristalizador adiabático 319 y un cristalizador no adiabático 343. Aquí, el cristalizador adiabático 319 y el cristalizador no adiabático 343 funcionan de modo semi-paralelo. Muchas de las diferentes corrientes mostradas en la Fig. 14 son análogas a aquellas descritas anteriormente para cristalizadores adiabáticos y para cristalizadores no adiabáticos por separado. Una corriente acuosa de alimentación 301 que contiene ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético como sustrato, se introduce junto con oxígeno en un sistema de reactores de oxidación 303 que consta de una o más zonas de oxidación, dónde el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, se rompe oxidativamente en presencia de un catalizador para formar una solución producto de la reacción de oxidación 305. La solución producto de la reacción de oxidación 305 retirada de la última zona de oxidación del sistema de reactores 303 se introduce en un tanque precristalizador de evaporación instantánea 306 para reducir la presión y eliminar gran parte del C02 disuelto. En la modalidad que se muestra en la Fig. 14, la corriente líquida resultante 308 se filtra con un filtro de catalizador 307 para eliminar un catalizador heterogéneo en partículas suspendido en la corriente líquida 308 y formar una corriente de recirculación del catalizador 309 y un filtrado 311. El filtrado 311 se divide en varias fracciones y una porción 317 (es decir, una fracción primaria de la solución producto de la reacción) se introduce en el cristalizador adiabático 319, mientras que otra porción 315 (es decir, una fracción secundaria de la solución producto de la reacción) se introduce en el cristalizador con evaporación por calor no adiabático 343. En dicha modalidad, la porción 315 del filtrado 311 , que se introduce en el cristalizador con evaporación por calor 343 puede introducirse primero en un tanque de alimentación del cristalizador (no se muestra), donde se mezcla con la corriente de hidroclones empobrecida en sólidos 351 y/o el sobrenadante recirculado 365. Además de proporcionar un lugar para la mezcla, dicho tanque de alimentación también brinda una solución amortiguadora para mantener materiales durante, por ejemplo, el inicio y la suspensión del procedimiento. La operación del cristalizador adiabático 319 produce vapor 369 (es decir, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático) descargado desde la parte superior del cristalizador, una corriente de decantado 323 (es decir, licor madre) retirada del cristalizador y una suspensión del producto de cristalización 321 que comprende N-(fosfonometil)giicina cristalina precipitada, retirada de la parte inferior del cristalizador. Preferentemente, al menos una porción (y mejor todas las porciones) del vapor de cabeza del cristalizador 369 y/o el decantado retirado 323 del cristalizador adiabático 319 es recirculada a la(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores 303. Característicamente, el vapor de cabeza del cristalizador adiabático 369 (a través de la corriente 377) y/o el decantado retirado 323 es/son recirculado(s) al sistema de reactores 303 y utilizado(s) como una fuente de agua para la(s) zona(s) de oxidación. Al menos una porción 325 del decantado retirado 323, puede alternativamente ser enviada al cristalizador con evaporación no adiabático 343. El vapor de cabeza del cristalizador adiabático 369 también puede ser recirculado indirectamente (a través de la corriente 379) al sistema de reactores 303 al ser usada para reducir la superficie catalítica. Como se detalló anteriormente, este tratamiento de reducción ocurre con frecuencia en un tanque(s) contenedores) de catalizador 373. Debido a que las corrientes de líquido empobrecidas en sólidos provenientes del cristalizador adiabático 319 (es decir, la corriente de decantado 323) y de la centrífuga subsiguiente 331 (es decir, la corriente de sobrenadante 335) tienen en general una concentración menor de impurezas (particularmente de impurezas de moléculas de mayor tamaño) que la corriente empobrecida en sólidos (es decir, el sobrenadante) 357 de la corriente descendente de la centrífuga 355 (por ejemplo una centrífuga de cesto sólido) del cristalizador con evaporación por calor 343, normalmente se prefiere recircular al sistema de reactores 303 todo el decantado retirado 323 del cristalizador adiabático 319 y opcionalmente toda la corriente empobrecida en sólidos 335 de la corriente descendente de la centrífuga 331 del cristalizador adiabático 319, mientras se utiliza la corriente empobrecida en sólidos (es decir, el sobrenadante) 357 de la corriente descendente de la centrífuga 355 del cristalizador con evaporación por calor 343 para purgar del sistema grandes moléculas de impurezas (a través de la purga 361 ). La purga es ventajosa para los sistemas continuos porque reduce el índice de acumulación de contaminantes en el sistema, mientras logra que la recirculación de las corrientes empobrecidas en sólidos (es decir, corrientes 323 y 335) desde el cristalizador adiabático 319 sea más viable. Al igual que las corrientes de purga de los desechos analizadas anteriormente, esta purga 361 puede ser tratada, por ejemplo, por medio de una posterior cristalización. También puede ser tratada con las técnicas descritas por Smith en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 5.606.107. Puede ser tratada además, por ejemplo, con la técnica descrita en detalle por Morgenstem y otros en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 6.005.140. Puede ser tratada además, por ejemplo, con la técnica descrita en detalle por Grabiak y otros en la patente de los Estados Unidos: Patente No. 4.851.131. Por otra parte, la corriente empobrecida en sólidos 335 de la corriente descendente de la centrífuga 331 del cristalizador adiabático 319, generalmente se recircula en su totalidad, por ejemplo, al cristalizador adiabático 319 (a través de la corriente 337) o al sistema de reactores 303 (a través de la corriente 341). La corriente empobrecida en sólidos 351 de la corriente descendente de hidroclones 349 del cristalizador con evaporación por calor 343 puede recircularse al cristalizador con evaporación. Cualquier porción no purgada 365 de la corriente empobrecida en sólidos 357 de la corriente descendente de la centrífuga 355 del cristalizador con evaporación 343 generalmente se recircula al cristalizador con evaporación. Al menos una porción del vapor de cabeza del cristalizador con evaporación por calor 345 típicamente se purga desde el sistema a través de la corriente 347, si bien opcionalmente una porción 349 puede ser recirculada directamente al sistema de reactores de oxidación 303 a través de la corriente 383 o indirectamente (a través de la corriente 381) usándola como un agente redudor para el catalizador. Preferentemente, entre alrededor de un 30 y alrededor de un 85%, mejor si es entre alrededor de un 50 y alrededor de un 80% y mejor aún entre alrededor de un 65 y alrededor de un 75% de la mezcla de reacción de oxidación en ausencia de catalizador (es decir, corriente 311) se introduce en el cristalizador adiabático 319 a través de la corriente 317 como la fracción primaria, mientras que la porción restante se introduce en el cristalizador por calor no adiabático 343 a través de la corriente 315 como ia fracción secundaria. La relación en peso de la fracción secundaria 315 al sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético alimentado en el sistema preferiblemente es de aproximadamente 0.1 a alrededor de 9, más preferiblemente de aproximadamente 2 a alrededor de 7, aún más preferiblemente de aproximadamente 2.5 a alrededor de 4. Las modalidades que operan un cristalizador adiabático y un cristalizador con evaporación por calor en modo semi-paralelo (como el que se muestra en la Flg. 14) en general se prefieren a las modalidades que operan un cristalizador adiabático y un cristalizador con evaporación dispuestos en serie. Esto surge, por ejemplo, del hecho que para un tamaño dado de un cristalizador con evaporación, generalmente se puede obtener una mayor capacidad de cristalización cuando los cristalizadores están dispuestos en paralelo. Esto proporciona mayor flexibilidad para ia adecuación de plantas existentes. El sistema en la Fig. 14 produce dos corrientes de torta húmeda de N-(fosfonometil)glicina: una corriente de torta húmeda 333 de la corriente descendente de la centrífuga 331 del cristalizador adiabático 319, y una corriente de torta húmeda 359 de la corriente descendente de la centrífuga 355 del cristalizador con evaporación por calor 343. Normalmente, la corriente de torta húmeda 333 del cristalizador adiabático 319 preferentemente tiene una concentración del producto de N-(fosfonometil)giicina de al menos 90% (en peso de todos los compuestos además de agua), mejor si es de al menos 95% (en peso de todos los compuestos además de agua), y mejor aún si es de al menos 99% (en peso de todos los compuestos además de agua), mientras que la corriente de torta húmeda 359 del cristalizador con evaporación 343 tiene una concentración de producto de N- (fosfonometii)glicina de al menos alrededor de 85% (en peso de todos los -. compuestos además de agua), mejor si es de al menos cerca de 90% (en peso de todos los compuestos además de agua), y mejor aún si es de al menos alrededor de 95% (en peso de todos los compuestos además de agua). Típicamente, la pureza de la torta húmeda 333 de la sección dei cristalizador adiabático 319 es mayor que la pureza de la torta húmeda 359 del cristalizador con evaporación por calor 343.

Con frecuencia es conveniente combinar estas dos tortas húmedas 333 y 359. Esta combinación permite que se toleren niveles de menor pureza en la torta húmeda 359 del cristalizador con evaporación 343 debido a los mayores niveles de pureza obtenidos normalmente en la torta húmeda 333 proveniente del cristalizador adiabático 319. Así, por ejemplo, si el 45% de la torta húmeda combinada proviene del cristalizador con evaporación 343 y el 55% de la torta húmeda combinada proviene del cristalizador adiabático 319, el nivel de pureza de la torta húmeda 359 del cristalizador con evaporación 343 puede ser tan bajo como 90.2% en peso para alcanzar un nivel de pureza combinada de al menos 95% en peso, donde la torta húmeda 333 del cristalizador adiabático 319 es 99% en peso pura. Normalmente, es deseable que la torta húmeda combinada tenga una concentración de producto N-(fosfonometil) glicina de al menos cerca de un 95% (en peso de todos los compuestos además de agua), y mejor si es de alrededor de 96% (en peso de todos los compuestos además de agua). La Fig. 14A muestra un ejempio de otra modalidad preferida especialmente, donde el procedimiento incluye un cristalizador adiabático y un cristalizador con evaporación por calor no adiabático, operados en modo semi paralelo como se describe anteriormente en la Fig. 14. Sin embargo, este sistema de reacción además incluye un sistema de reactores secundario que incluye una o mas zona(s) de oxidación secundaria(s) usada(s) conjuntamente con la fracción de la mezcla del producto de reacción del sistema de reactores de oxidación primario enviada al cristalizador con evaporación por calor.

Muchas de las diferentes corrientes que se muestran en la Flg. 14A son análogas a aquellas descritas anteriormente para el sistema de reactores que se muestra en la Fig. 14 en la que el cristalizador adiabático 319 y el cristalizador con evaporación por calor 343 son operados en modo de semi paralelo. Una corriente de alimentación 301 que contiene ácido N-(fosfonometil)im¡nodiacético como sustrato se introduce junto con oxigeno en un sistema de reactores de oxidación primario 303 que incluye una o más zona(s) de oxidación, dónde el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se rompe oxidativamente en presencia de un catalizador para formar una solución producto de la reacción 305 que comprende la N-(fosfonometil)glicina obtenida y sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético, sin reaccionar. La solución producto de la reacción 305 del sistema de reactores primario 303, luego de la separación del catalizador (por ej. por filtración) si fuera necesario, se divide en varias fracciones que comprenden una fracción primaria 317 y una fracción de alimentación del reactor de oxidación secundario 315. La fracción primaria 317 se introduce dentro del cristalizador adiabático 319 y es enfriada por evaporación instantánea de agua de allí bajo condiciones de presión reducida para recuperar la N-(fosfonometil) glicina obtenida como se describe anteriormente. La fracción de alimentación del reactor de oxidación secundario 315 se introduce dentro de un sistema de reactores de oxidación secundario 316 que contiene una o más zonas de oxidación en las que el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar, es oxidado para producir un efluente del reactor de oxidación secundario 318 que contiene la N-(fosfonometiI)glicina. La fracción de alimentación del reactor secundario 315 puede ser enfriada antes de introducirla en el sistema de reactores de oxidación secundario 316 para eliminar el calor exotérmico generado en el sistema de reactores de oxidación primario 303 y reducir la producción de subproductos. El efluente del reactor 318 se introducé dentro del cristalizador con evaporación por calor no adiabático donde el agua es evaporada para precipitar y recuperar la N-(fosfonometil)glicina. En el sistema de reactores de la Figura 14A debe comprenderse que los sistemas de reactores primario y secundario 303 y 316, respectivamente, pueden incluir una o más zona(s) de oxidación proporcionadas por diferentes configuraciones de los reactores incluyendo, por ejemplo, los sistemas de reactores continuos descritos anteriormente. A modo de ejemplo, el sistema de reactores primario 303 puede incluir un reactor tipo tanque con agitación como se muestra en las Figuras 2, 2A y 2B, dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie como se muestra en las Figuras 3-6 o uno o más reactores de lecho fijo como se muestra en la Figura 8. En una modalidad, el sistema de reactores primario 303 incluye una o más zona(s) de oxidación dispuestas en serie y la solución producto de la reacción 305 se retira de la última zona de oxidación, comprendida en ia serie, y se filtra según sea necesario. Sin embargo, debe comprenderse que la solución producto de la reacción 305 puede ser dividida antes de la última zona de oxidación del sistema de reactores primario 303 de forma tal que la fracción primaria 317 pase a través de la(s) restante(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores primario antes de ser introducida en el cristalizador adiabático 319. Preferentemente, el sistema de reactores secundario 316 incluye una o más zona(s) de oxidación proporcionadas por uno o más reactores de lecho fijo o reactores tipo tanque con agitación, utilizando un catalizador en partículas, en suspensión o combinaciones de éstos. Sin embargo, generalmente se prefieren los reactores de lecho fijo ya que en el sistema de reactores secundario 316 se puede evitar mi mecanismo de recirculación del catalizador que incluye un filtro de catalizador. Por otra parte, las preocupaciones con respecto a la disipación del calor de la reacción exotérmica y al control de la temperatura, que surgen cuando se utiliza un reactor de lecho fijo como la primera zona de oxidación en el sistema de reactores primario 303 son evitadas en gran parte en el sistema de reactores secundario 316, ya que la mayoría del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, se oxida preferentemente en el sistema de reactores primario 303. Por consiguiente, la(s) zona(s) de oxidación dentro del sistema de reactores secundario puede(n) funcionar en forma adiabática. De acuerdo con una modalidad especialmente preferida, el sistema de reactores secundario 316 incluye una única zona de reacción de oxidación proporcionada por un reactor de lecho fijo. Preferentemente, este tipo de reador de lecho fijo es operado con flujos simultáneos de líquido y de gas a través de la zona de oxidación.

La presencia del sistema de readores secundario 316 en el sistema de reacción que se muestra en la Flg. 14A permite que el sistema de reactores primario 303 sea configurado y operado de forma que permita una mayor concentración de sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar, en la mezcla de reacción 305. Por ejemplo, la segunda o subsiguiente(s) zona(s) de oxidación del sistema de reactores primario 303, puede(n) ser reducida(s) en tamaño de forma considerable o se puede(n) eliminar por completo (es decir, el sistema de reactores primario 303 puede incluir una única zona de oxidación). Sin embargo, de todas formas se prefiere que la concentración del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminod¡acét¡co sin reaccionar, en la solución produdo de la reacción 305 y por tanto en la fracción primaria 317 enviada al cristalizador adiabático 319, sea mantenida lo suficientemente baja como para evitar la precipitación del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar, a la temperatura predominante de la corriente. Para temperaturas típicas de funcionamiento del cristalizador adiabático (por ej. 60°C), la concentración del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la solución produdo de la reacción 305, no es mayor que aproximadamente 2% en peso. Sin embargo, para hacer valer la presencia del sistema de reactores secundario 316 que permite ajustar el tamaño del sistema de reactores primario 303 y hacerlo funcionar de un modo más económico, se prefiere que la concentración del sustrato, ácido N-(fosfonometii)iminodiacético en la solución producto de la reacción 305, sea de al menos aproximadamente 0.2% en peso y mejor aún no menor de alrededor de 0.5% en peso. Se prefiere que el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar en la fracción primaria 317, introducido en el cristalizador adiabático 319 sea recuperado y enviado nuevamente al sistema de reactores primario 303 a través del decantado 323 retirado del cristalizador adiabático 319, así como también recirculando opcionalmente al menos una porción de la corriente empobrecida en sólidos 335 de la corriente descendente de la centrífuga 331 del cristalizador adiabático 319 al sistema de reactores primario a través de ia corriente 341. Al emplear una centrífuga con alto poder de eliminación de agua (por ej. una centrífuga de cesto vertical) como la centrífuga 331 , se mejora la recuperación del sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar en la corriente empobrecida en sólidos 335, a la vez que ventajosamente se reduce al mínimo la fracción de sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar contenido en la torta húmeda 333. En una modalidad posterior de la presente invención, el sistema que se muestra en la Fig. 13 puede ser modificado mediante la adición de un sistema de reactores secundario para oxidar aún más el sustrato, ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sin reaccionar que se encuentra en el sobrenadante 661 de la comente ascendente de la centrífuga 655 del cristalizador con evaporación no adiabático 663.

Particularmente, cuando la Producto de N-(fosfonometil)glicina es la propia N-(fosfonometil)glicina, se sabe desde hace mucho tiempo que el producto puede ser convertido a varias sales o esteres para aumentar su solubilidad en agua y que sea así más fácilmente accesible para uso comercial. Esto está analizado en forma más general, por ejemplo por Franz en las patentes de los Estados Unidos: Patentes No. 3.977.860 y 4.405.532. Las sales de elección de la N-(fosfonometiI)glicina incluyen por ejemplo, sales de metales alcalinos (particularmente la sal de potasio), sales de alcanolaminas (particularmente la sal de monoetanolamina), sales de alquilaminas (particularmente la sal de isopropilamina), y las sales de alquilsulfonio (particularmente la sal de trimetilsulfonio). Particularmente se prefiere la sal de isopropilamina de N-(fosfonometil)glicina. Ver, por ej. Bugg y otros, patente de los Estados Unidos: Patente No. 5.994.269 Característicamente esta sal fiene una actividad significativamente mayor que el ácido libre, y es, por ejemplo, cerca de 40 veces más soluble que el ácido libre a 25°C. En algunas modalidades de esta invención, la N-(fosfonometil)giicina formada en la(s) zona(s) de oxidación comprende un éster o una sal en una proporción suficientemente alta para formar una mezcla que presente la concentración comercial deseada. En esos casos, es conveniente que ciertos pasos del procedimiento (por ej. cristalización, hidroclonación, centrifugación, y similares) para concentrar el producto puedan ser reducidos significativamente o eliminados por completo. Esto es especialmente cierto si el catalizador utilizado es el catalizador muy reducido discutido anteriormente, que generalmente forma una mezcla de reacción que presenta una baja concentración de impurezas y por consiguiente requiere poca o ninguna purificación. En algunas modalidades, por ejemplo la Producto de N- (fosfonometil)glicina formada en la(s) zona(s) de oxidación es la sal de isopropilamina de la N-(fosfonometil)glicina. En las temperaturas de operación de oxidación de elección (es decir, desde alrededor de 95 a 105°C aproximadamente), un producto como éste permanecerá soluble en concentraciones de hasta aproximadamente 50% en peso o mayores. La sal obtenida se puede formar en la(s) zona(s) de oxidación de la siguiente forma: (a) utilizando la sal de isopropilamina del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético como el sustrato, (b) introduciendo isopropilamina dentro de la(s) zona(s) de oxidación para aminar el produdo de oxidación mientras se encuentra en la(s) zona(s) de oxidación, y/o (c) introduciendo isopropilamlna dentro de un recipiente de corriente descendente de la(s) zona(s) de oxidación y antes del filtrado del catalizador. Cuando existen más de una zona de oxidación dispuestas en serie, normalmente se prefiere (aunque no es absolutamente necesario) utilizar ia sal de isopropilamina del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético como el sustrato y/o introducir isopropilamina en la primera de las zonas de oxidación. De todas formas, al menos un equivalente (y mejor aún un poco más de un equivalente) de cationes de isopropílamina están preferentemente presentes por mol formada de ia N- (fosfonometil)glicina obtenida. Se deben reconocer estos principios con respedo a la formación de sales de isopropilamina también aplicados generalmente a la formación de otras sales, por ejemplo, sales de metales alcalinos (particularmente sal de potasio), sales de alcanolamlnas (particularmente la sal de monoetanolamina), sales de alquilaminas además de la sal de isopropilamina, y sales de alqullsulfonio (particularmente la sal de trimetilsulfonio).

EJEMPLOS Con los siguientes ejemplos se pretende ilustrar y explicar mejor la presente invención. Por lo tanto, esta Invención no debe restringirse a ninguno de los detalles de estos ejemplos.

EJEMPLO 1 Medición del volumen de poro del soporte de carbono Para obtener los datos de área superficial y distribución de volumen de poro, se utilizó un instrumento Mícromeritics ASAP 2000. La determinación del área superficial total implica la exposición de un peso conocido de un sólido a una presión definida de un gas adsorbato no específico, a una temperatura constante, por ejemplo a la temperatura del nitrógeno liquido, -196°C. Hasta que se logra el equilibrio, algunas moléculas de gas dejan el volumen total del gas para adsorberse en la superficie del sólido, lo que causa una disminución en el número promedio de moléculas del volumen total del gas, lo que a su vez provoca la disminución de la presión. Se registra la presión relativa en el equilibrio, p, como una fracción de la presión de saturación de vapor, p0 del gas. Se puede calcular la cantidad (es decir el número de moléculas) de gas adsorbido por aplicación de las leyes de los gases ideales, combinando esta disminución en la presión con los volúmenes del recipiente y la muestra. Estos datos se miden a presiones relativas (p/p0) de aproximadamente 0.1 a 0.3 donde típicamente se aplica la ecuación de Brunauer, Emmett y Teller (BET) de adsorción en multicapa. Conociendo el número de moléculas de gas adsorbido, es posible calcular el área superficial utilizando la sección transversal "conocida" de área de adsorbato. Para los casos en los que sólo ocurre adsorción física debido a las fuerzas de Van der Waals (es decir isoterma tipo 1 de Langmuir), la determinación del área superficial a partir de los cambios observados en la presión, se lleva a cabo utilizando la ecuación de BET. El tamaño de poro y las distribuciones dei tamaño de poro, se calculan obteniendo los datos de presión relativa por aproximación de p/p0 = 1 , es decir, en el estado en que ocurre adsorción en multicapa y condensación capilar. El volumen y el área de poro se pueden obtener aplicando la ecuación de Kelvin y los métodos desarrollados por Barrett, Joyner y Halenda (BJH).

EJEMPLO 2 Desoxigenación a alta temperatura de un soporte de carbono Los procedimientos de desoxigenación a alta temperatura descritos en los siguientes ejemplos, pueden ser utilizados con cualquier soporte de carbono para obtener un soporte de carbono desoxigenado.

Desoxigenación a alta temperatura en un solo paso # 1 usando aas de NH3/H2Q Se colocaron 2.5 g de un soporte de carbón activado en un tubo de cuarzo de 1.9 cm de diámetro interno (ID) x 40.6 cm de longitud. El tubo se conectó a una corriente de gas resultante del pasaje de una corriente de N2 a 70 100 ml/min y 70°C, a través de una solución acuosa de NH4OH. El tubo de cuarzo fue luego colocado en un horno tubular precalentado de 30.5 cm, y se pirolizó a 930°C durante 60 min.; posteriormente se lo dejó enfriar a temperatura ambiente bajo atmósfera de N2 seco, evitando el contacto con el aire.

Desoxigenación a alta temperatura en un solo paso # 2 usando gas de NH2/H2O Se colocaron 3.55 g de un soporte de carbón activado en un tubo de cuarzo de 1.9 cm de diámetro interno (ID) x 35.6 cm de longitud. El tubo se conedó a una comente de gas de NH3 de 50 ml/mín y a una corriente de vapor de 89 ml/min.; luego se colocó en un horno tubular precalentado de 30.5 cm, y se pirolizó a 930°C durante 30 minutos. Subsiguientemente, el tubo se dejó enfriar a temperatura ambiente bajo atmósfera de N2 seco, evitando el contacto con el aire. Para mostrar las ventajas de la desoxigenación del soporte de carbono antes de dispersar el metal noble en la superficie del soporte, se compararon los rendimientos de los siguientes dos catalizadores: uno con un soporte de carbono que fue desoxigenado usando el tratamiento descrito anteriormente, antes de que el platino fuera dispersado en su superficie, y el otro con un soporte de carbono SA-30 (Westvaco Corp. Carbón, Department Covington, VA) que fue utilizado como se recibió de Westvaco. El platino fue dispersado sobre la superficie del soporte de carbono usando la técnica del ejemplo que sigue. Los catalizadores fueron luego reducidos En un experimento, los catalizadores fueron reducidos usando NaBH (Ver - Ejemplo 12 para el protocolo). En un segundo experimento, los catalizadores fueron reducidos calentándolos en 20% de H2 y 80% de argón por 8 horas a 640°C. Los catalizadores reducidos fueron utilizados para catalizar la oxidación del ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético a N-(fosfonometil)gl¡c¡na (es decir "glifosato") usando las condiciones de reacción establecidas en el ejemplo. El Cuadro 1 muestra los resultados. El uso de un soporte de carbono desoxigenado dio como resultado menores valores de desorción de CO, menor lixiviación del metal noble, mayor actividad de formaldehído, y menores tiempos de reacción CUADRO 1 Efecto de desoxigenación del soporte de carbono antes de dispersar el metal noble sobre su superficie r ? ? 1. En donde se ha consumido >98% del ácido N-(fosfonometil)íminod¡acético.

EJEMPLO 3 Depósito de platino sobre la superficie de un soporte de carbono Veinte gramos de carbón activado NUCHAR SA-30 (Westvaco Corp., Carbón Department, Covington, VA) fueron suspendidos en 2 1 de agua durante 2 horas. Luego, 2.81 gramos de H2PtCl6 fueron disueltos en aproximadamente 900 ml de agua agregada gota a gota durante 3 a 4 horas. Después de haber agregado por completo la solución de H2PtCI6, la suspensión se agitó durante 90 minutos más. A continuación se reajustó el pH de la suspensión a 10.5 con hidróxido de sodio y se agitó durante 10 a 14 horas más. La suspensión resultante se filtró y se lavó con agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó, bajo vacío, a 125°C durante 10 a 24 horas Este material produjo un 5% de platino sobre carbono una vez completada la reducción. Debe reconocerse que el procedimiento descrito anteriormente también se puede usar para depositar platino sobre la superficie de otros soportes de carbono.

EJEMPLO 4 Desoxigenación a alta temperatura de un soporte de carbono Se deshidrataron in situ, a 135°C, en argón, durante una hora, aproximadamente 5.8 gramos de un catalizador seco, no reducido, que consistía de 5% de platino sobre un soporte de carbono NUCKAR SA-30 (Westvaco Cof., Carbón Department, Covington) antes de ser reducidos a 640°C con 20% de H2 en argón durante 11 horas. Una vez que se enfrió, bajo 20% de H2 en argón, hasta alcanzar la temperatura ambiente, el catalizador quedó pronto para usar. Se debe reconocer que el procedimiento descrito anteriormente también puede ser usado para calentar otros soportes de carbono.

EJEMPLO 5 Uso de catalizadores para la oxidación del ácido N- (fosfonometil)iminodiacético a N-(fosfonometil)glicina Este ejemplo muestra que el uso de alta temperatura en la reducción en fase gaseosa mejora el rendimiento catalítico. Un catalizador Aldrich que consiste de 5% de platino en un soporte de carbón activado (catálogo No. 20.593-1 , Aldrich Chemical Co., Inc., Milwaukee, Wl) fue calentado a 640°C durante 4 a 6 horas en presencia de 20% de H2 y 80% de argón. A continuación se utilizó para catalizar la oxidación de ácido N-(fosfonomet¡l)iminodiacético a gllfosato. Su comportamiento fue comparado con el de una muestra de catalizador Aldrich que se utilizó tal como se recibió. La reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realizó en un reador de vidrio de 200 ml, usando 11.48 g de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, 0.5% de catalizador (en base seca), una masa total de reacción de 140 g, una temperatura de 90°C, una presión de 3.5 kg/cm2, una velocidad de agitación de 900 r.p.m., y una velocidad de flujo de oxígeno de 100 mi/min. El Cuadro 2 muestra los resultados. El catalizador reducido con hidrógeno a alta temperatura, mostró menor lixiviación, mejor actividad de formaldehído, y produjo menos N-metil-N-(fosfonometil)gllcina. Ei tiempo de reacción también disminuyó en un 30% cuando se utilizó el catalizador reducido con hidrógeno a alta temperatura.

CUADRO 2 Resultados de oxidación del ácido N-,fosfonometil)¡minod¡acét¡co para 5% de Pt sobre carbón activado (Aldrich No. de Catálogo 2.593-1) r ? EJEMPLO 6 Otros ejemplos que muestran el uso de catalizadores para oxidar el ácido N-(fosfonometil) iminodiacético a N-(fosfonometil) glicina Este ejemplo muestra la aplicación de temperatura elevada, el tratamiento de reducción en fase gaseosa y el lavado de amoniaco para mejorar el rendimiento del catalizador. Se comparó ei rendimiento de seis catalizadores en la catálisis del ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético. Los catalizadores fueron: (a) un catalizador que consistía de 5% platino sobre un soporte de carbón activado (Catálogo No. 33.015-9, Aldrich Chemical Co., Inc., Milwaukee, Wl); (b) el catalizador después de haber sido lavado con amoniaco (el lavado de amoníaco se llevó a cabo utilizando la misma técnica descrita en el Ejemplo 10 excepto en que el pH de la suspensión del catalizador fue ajustado y mantenido en 11.0 en vez de 9.5); (e) el catalizador después de haber sido calentado a 75°C en 20% de H2 y 80% de argón durante 4-6 horas (GPR a 75°C); (d) el catalizador después de haber sido calentado a 640°C durante 4-6 horas en presencia de 20% de H2 y 80% de argón (GPR a 640°C); y (e) dos catalizadores después de haber sido lavados con amoniaco y luego calentados a 640°C durante 4-6 horas en presencia de 20% H2 y 80% de argón. Las condiciones de la reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil) iminodiacético fueron las mismas que en el Ejemplo 5.

El Cuadro 3 muestra los resultados. El catalizador sin tratar mostró una lixiviación relativamente alta y una pobre actividad de formaldehído. Con la reducción en fase gaseosa a alta temperatura, 640°C, en presencia de H2 se logró el mayor descenso en la lixiviación y el aumento en la actividad de formaldehído. El calentamiento del catalizador a 75°C en 20% de H2 disminuyó la lixiviación al mínimo, pero no mejoró la actividad de formaldehído.

CUADRO 3 Resultados de Oxidación de NPMIDA para 5% de Pt sobre carbón activado (Aldrich No. de Catálogo 33.015-9) 5 o2 1. "GPR" significa reducción en H2 2. "ND" significa no detectado En el experimento siguiente, se evaluó el comportamiento de cinco catalizadores durante la oxidación catalítica del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. Los catalizadores fueron: (a) un catalizador que consistía de 5% platino sobre NUCHAR SA-30 (Westvaco Cof., Carbón Department, Covington, VA); (b)el catalizador después de haber sido tratado con NaBH (ver Ejemplo 12 para el protocolo); (c) el catalizador después de haber sido calentado a 75°C en 20% de H2 y 80% de argón durante 4-6 horas (GPR@ 75°C); (d) el catalizador después de haber sido calentado a 640°C en 20% de H2 y 80% argón durante 4-6 horas (GPR@640°C); (e) el catalizador después de haber sido lavado con amoníaco (usando la misma técnica descrita en el Ejemplo 10) y luego calentado a 640°C en 20% de H2 y 80% de argón durante 4-6 horas. Las condiciones de la reacción fueron las mismas que en el Ejemplo 5. El Cuadro 4 muestra los resultados. El catalizador sin tratar mostró una lixiviación del platino relativamente alta y baja actividad de formaldehído. El catalizador también mostró una lixiviación alta y actividad de formaldehído baja después de haber sido tratado con NaBH , como con GPR@75°C. En contraste, GPR@640°C mostró una mayor actividad de formaldehído y menor lixiviación.

CUADRO 4 Resultados de oxidación NPMIDA usando 5% de Pt en NUCHAR SA-30 rv> EJEMPLO 7 Efecto de las relaciones de C/O v O/Pt en la superficie del catalizador La relación del átomo de carbono a átomo de oxígeno y la relación de átomo de oxígeno a átomo de platino en las superficies de varios catalizadores frescos en donde se analizaron usando PHl 2000 ESCA Microprobe Spectrometer (Physiai Electronics, Edén Prairie, MN). Los análisis superficiales se realizaron por espectroscopia electrónica para análisis químico ("ESCA" por sus siglas en inglés) con el instrumento en un modo de retardo con el analizador a la energía fijada después de la banda (resolución constante). El análisis abarca la irradiación de la muestra con rayos X suaves, v.gr., A1 Ka (1486.6 eV), cuya energía es suficiente para inociciar en núcleo y electrones de valencia. Los electrones expulsados dejan la muestra con una energía cinética que es igual a la diferencia entre la radiación de excitación y de la "energía de unión" del electrón (ignorando los efectos de la función del trabajo). Debido únicamente a los eledrones elásticos, es decir, aquellos que no han sufrido pérdida de energía por un evento inelástico, se miden en el pico de fotoelectrones y debido a que la trayectoria de la media inelástica de los electrones en sólidos es corta, la ESCA inherentemente es una técnica sensible superficialmente. La energía cinética de los electrones se midió usando un analizador electrostático y el número de electrones se determina usando un multiplicador de eledrones. Los datos se presentan como el número de electrones detectados contra la energía de unión de los electrones.

Se tomaron espedros de investigación de ESCA usando rayos X de A1 K« monocromáticos para ia excitación de los fotoelectrones, fijando el analizador para una energía de paso de banda 117 eV. La fuente de rayos X se operó a una energía de 40 watts y los datos se recopilaron del punto de 200 µm en ia muestra que está siendo irradiada. Estas condiciones dan alta sensibilidad pero baja resolución de energía. Los espectros se acumularon tomando un tamaño de paso 1.0 eV a través de la región de 1100 eV a 0 eV y coagregando búsquedas repetitivas para lograr señal/ruido aceptable en los datos. Los elementos presentes se identificaron y cuantificaron usando procesamientos de datos normales y procedimientos de análisis provistos con la instrumentación por el vendedor. A partir de las intensidades relativas de los picos de fotoelectrones, se obtuvieron las concentraciones atómicas relativas de los elementos Pt/CO. Los análisis de ESCA generalmente se citaron por tener una precisión de ±20%. El análisis de ESCA generalmente se cita por tener una precisión de ±20% usando factores de respuesta tabulada para una configuración de instrumentos particulares. El Cuadro 5 muestra las relaciones C/O y O/Pt en la superficie de cada catalizador recién preparado, y ia cantidad lixiviada de cada catalizador durante un ciclo único de oxidación de N-(fosfonometil)iminodiacético.

CUADRO 5 Efectos de ias relaciones C/O v O/Pt durante la oxidación de NPMIDA Catalizador Tratamiento de Relación Relación Pt en sol. CH2O reducción después de de C/O de O/Pt (µ/g)2 (mg/g)3 depositar el metal noble 5% Pt sobre Reducido con NaBH4 23J ND4 Carbón desoxigenado5 igual Pt(ll)6 640°C/9hr/ 35.3 17 1.2 24.44 10%H2 igual Reducido con NaBH 21.1 6.9 Aldrich Cat. No. 640°C/6hr/ 67.9 5.2 13.78 33015-9 20%H2 igual 75°C/6hr/ 13.4 10 27.5 19.85 20%H2 igual Utilizado como se 13.3 10 42.6 19.39 recibió Aldrich Cat. No. 640°C/9hr/ 45.2 10.5 21.90 20593-1 20%H2 lavado con NH3/ pH=11 igual 640°C/6hr/ 37.7 10 10.5 14.60 20%H2 igual Usado como se recibió 9.1 26 32.2 32.96 5% de Pt sobre 640°C/9hr/ 67J 19.3 20.79 carbono SA-30 20%H2 Westvaco lavado con NH_/pH=11 igual 640°C/6hr/ 63.3 30.9 19.67 20%H2 'gual Usado como se recibió 13.2 32 81.3 48.52 1 Las condiciones de la reacción fueron las mismas que las utilizadas en el Ejemplo 5. 2. µg de Pt que se lixiviaron a la solución por gramo de giifosato obtenido. 3. mg de formaldehído por gramo de glifosato obtenido. 4. "ND" significa no detectado. 5. Soporte de carbono desoxigenado con la técnica de alta temperatura en un solo paso No. 2 del Ejemplo 2. 6. Pt depositado utilizando diaminadinitrito P(ll) como se describe en el Ejemplo 11.

EJEMPLO 8 Análisis de la superficie del catalizador utilizando análisis termogravimétrico con espectroscopia de masas en línea (TGA-MS) La concentración de grupos funcionales que contienen oxígeno en la superficie de varios catalizadores recién preparados fue determinada mediante análisis termogravimétrico con espectroscopia de masas en línea. Para llevar a cabo este análisis, una muestra secada (100 mg) de catalizador recién preparado se coloca en una copa de cerámica sobre una balanza Mettler. Luego se purga con helio la atmósfera que rodea la muestra empleando una magnitud de flujo de 150 ml/minuto a temperatura ambiente durante 10 minutos. La temperatura se eleva subsiguientemente a razón de 10°C por minuto desde 20 hasta 900°C, y se mantiene a 900°C durante 30 minutos. Las desorciones de monóxido de carbono y dióxido de carbono se miden mediante un espedrómetro de masas en línea. El espectrómetro de masas se calibra en un experimento separado empleando una muestra oxalato de calcio monohldratado bajo las mismas condiciones. El Cuadro 6 muestra la cantidad de monóxido de carbono desorbido por gramo de cada catalizador utilizando TGA-MS, y la cantidad lixiviada de cada uno de los catalizadores durante un ciclo único de oxidación de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético en las mismas condiciones de reacción que en el Ejemplo 5. Como muestra el Cuadro 6, la lixiviación tiende a disminuir cuando disminuye la cantidad de desorción de CO, y es particularmente baja cuando la desorción no supera 1.2 mmoles/g (mmol CO desorbido por gramo de catalizador).

CUADRO 6 Efectos de los grupos funcionales que contienen oxigeno y desorben de la superficie del catalizador como CO durante TGA-MS Catalizador Tratamiento de TGA-MS Pt en sol. CH2O (µ/g)3 Reducción (mmol/g)1 (µ g)2 Cat. Aldrich 640°C/6hr/20% H2 0.41 5.2 13.78 No. 33015-9 igual 640°C/6hr/20% H2 0.38 5.3 15.70 Lavado con NH_ypH=9.5 igual 76°C/6hr/20% H2 1.87 27.5 19.85 igual Lavado con NHs/pH=9.5 1.59 40.7 22.73 igual Usado como se recibió 1.84 42.6 19.39 1. mmoles de CO por gramo de catalizador 2. µg de metal noble que se lixiviaron a la solución por gramo de glifosato obtenido. 3. mg de formaldehído por gramo de glifosato obtenido.

EJEMPLO 9 Efecto de la temperatura durante la reducción en fase gaseosa a alta temperatura Este ejemplo muestra el efecto del empleo de diferentes temperaturas al calentar el catalizador en presencia de un agente reductor.

Un catalizador sin reducir que tiene 5% de platino sobre un soporte de carbono activado (el cual fue desoxigenado mediante la técnica de desoxigenación a alta temperatura en un solo paso NO2 descrita en el Ejemplo 2 antes de depositar el platino) se calentó a diferentes temperaturas durante 2 horas aproximadamente en 10% de H2 y 90% de argón. Luego se utilizó el catalizador para catalizar la reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil) iminodiacético. La reacción se llevó a cabo en un reactor de vidrio de 250 ml utilizando 5 g de ácido N (fosfonometil)imniodiacético, 0.157% de catalizador (en base seca), 200 g de masa total de reacción, a una temperatura de 80°C, a una presión de 0 kg/cm2 y una magnitud de flujo de oxígeno de 150 ml/minuto. Los resultados se muestran en el Cuadro 7. El aumento de la temperatura de reducción de 125°C a 600°C disminuye la lixiviación del metal noble e incrementa la actividad de oxidación de formaldehído durante la oxidación de ácido N-(fosfonometil)iminodiacétlco a glifosato.

CUADRO 7 Efectos de la temperatura de reducción Temperatura de Pt en solución CH2O Relación de Relación Reducción (°C) (normalizado1) (normalizado2) C/O de O/Pt 125 1.00 0.41 26 13 200 0.44 0.80 27 14 400 0.18 0.93 42 10 500 0.14 0.95 32 14 600 0.06 1.00 40 11 1. Un valor normalizado de 1.00 corresponde a la mayor cantidad de Pt observado en la solución durante este experimento. 2. Un valor normalizado de 1.00 corresponde a la mayor adivldad de formaldehído durante este experimento.

EJEMPLO 10 Lavado del catalizador con amoniaco 6.22 gramos de un catalizador sin reducir que consistía de 5% de platino sobre un soporte de carbón activado (el cual fue desoxigenado mediante la técnica de desoxigenación a alta temperatura en un solo paso N02 descrita en el Ejemplo 2 antes de depositar el platino sobre el soporte) se suspendieron en 500 ml de agua durante 30 minutos aproximadamente. Después se ajustó el pH de la suspensión a 9.5 con amoníaco acuoso diluido, y la suspensión se agitó durante una hora, agregándole periódicamente amoniaco acuoso para mantener el pH en 9.5. La suspensión resultante se filtró y se lavó una vez con 300 ml de agua aproximadamente. A continuación la torta húmeda se secó a 125°C por aproximadamente 12 horas, bajo vacío.

Este catalizador se calentó a 640°C durante 1 1 horas en 10% de H y 90% de argón, y luego se comparó con otros dos catalizadores que consistían de 5% de platino sobre carbón activado NUCHAR: (a) uno reducido a temperatura ambiente con NaBH (consulte el Ejemplo 12 para el protocolo), y (b) uno calentado a 640°C en 10% de H2 y 90% de argón durante 11 horas. Las reacciones fueron las mismas que las del Ejemplo 5. Los resultados se muestran en el Cuadro 8. La menor lixiviación de platino se obtuvo para el catalizador que fue lavado con amoniaco antes de la reducción con hidrógeno a alta temperatura.

CUADRO 8 Efectos del lavado con amoniaco Catalizador CH2O (m/g)1 HCO2H NMG Pt en sol (mg/g) (mg/g) (µg/g) Lavado con NH3, Alta Temp. 10.62 28.79 0.83 0.50 reducido con H2 Alta Temp. reducido con H2 14.97 27.82 1.38 4.64 Temp. ambiente reducido con 28.51 70.16 2.59 8.64 NaBH4 1. Estas cantidades son por gramo de glifosato obtenido.

EJEMPLO 11 Uso de un precursor de metal noble menos oxidante El platino se depositó sobre un soporte de carbono utilizando diaminodinitrito de platino (11). Aproximadamente 20 g de un soporte de carbón activado se desoxigenaron mediante la técnica de desoxigenación a alta temperatura en un solo paso NO2 descrita en el Ejemplo 2. A continuación, se suspendió en 2 I de agua durante 2 horas. Aproximadamente 51.3 g de una solución al 3.4% de diaminodinitrito de platino (II), diluidos en 400 g de agua, se agregaron después gota a gota durante un periodo de 3 a 4 horas. Luego de completar ia adición, se continuó agitando por 90 minutos más. El pH se volvió a ajustar a 10.5 agregando NaOH acuosa diluida, y se continuó con la agitación durante 10 a 14 horas más. Luego la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó, a 125°C durante 10-24 horas, bajo vacío. El catalizador resultante se calentó a 640°C durante 4 a 6 horas en 10% de H2 y 90% de argón. Se preparó un control utilizando H2PtCI6 para depositar platino sobre el mismo carbono. El control se calentó bajo las mismas condiciones que el catalizador preparado, empleando dlaminodinitrito de platino (II). Se comparó el comportamiento de estos catalizadores durante la oxidación catalítica del ácido N-(fosfonometil) iminodiacético. Las condiciones de reacción fueron las mismas que las del Ejemplo 5.

El catalizador que se preparó utilizando diaminodinitrito de platino (11) mostró menor lixiviación que el control. Solamente 1.21 µg de platino por gramo de glifosato obtenido lixiviaron a la solución, que es un resultado aproximadamente tres veces mejor que el obtenido con el control.

EJEMPLO 12 Reducción de la superficie del catalizador mediante el uso de NaBH4 El propósito de este ejemplo es demostrar los efectos de la reducción del catalizador mediante el uso de NaBH4. Aproximadamente 5 gramos de un soporte de carbón activado (el cual fue desoxigenado mediante la técnica de desoxigenación a alta temperatura en un solo paso NO2 descrita en el Ejemplo 2 antes de depositar el platino sobre el soporte) se suspendieron con 85 ml de agua destilada en un balón de fondo redondo de 250 ml. La suspensión se agitó durante aproximadamente 1 hora, bajo vacío. Siempre bajo vacío, se agregaron a continuación 0.706 g de H2PtCl6 en 28 ml de agua destilada a la suspensión, a una velocidad de 1 ml cada 100 segundos aproximadamente. Después de agitar durante toda la noche bajo vacío, el reactor se llevó a presión atmosférica mediante la entrada de un flujo de N2. Luego de permitir que la suspensión se asentara, se decantaron aproximadamente 30 ml de sobrenadante incoloro. El resto de la suspensión se transfirió a un balón de Teflón de fondo redondo de 100 ml. En este punto, el pH se ajustó a 12.2 con 0.3 g de NaOH. Luego se agregaron 2.3 ml de NaBH4 en NaOH 14 M a 0.075 ml min. Subsiguientemente, la suspensión resultante se agitó durante una hora, se filtró y se lavó cinco veces con 50 ml de agua destilada. A continuación se secó el catalizador a 125°C y 6 mm Hg por 12 horas. El catalizador resultante se utilizó para catalizar la oxidación del ácido N-(fosfonometil) iminodiacético. La reacción se llevó a cabo en un reactor de acero inoxidable de 300 ml utilizando 0.5% de catalizador, 8.2% de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, una masa total de reacción de 180 g, una presión de 4.5 kg/cm2 una temperatura de 90°C, una velocidad de agitación de 900 r.p.m., y una velocidad de alimentación de oxigeno de 72 ml/min. También se llevó a cabo un experimento de control en las mismas condiciones de reacción utilizando 5.23% de platino sobre un soporte de carbón activado (el cual fue desoxigenado mediante la técnica de desoxigenación de alta temperatura en un solo paso NO2 descrita en el Ejemplo 2 antes de que el platino se depositara sobre el soporte). El Cuadro 9 muestra los resultados al utilizar el catalizador reducido con NaBH4, y el Cuadro 10 muestra los resultados del experimento de control. La reducción con NaBH disminuyó la lixiviación del metal noble. También redujo la cantidad de formaldehído y NMG después de un período de uso.

CUADRO 9 Resultados utilizando un catalizador tratado con NaBH^ Corrida No. 1 2 3 4 5 6 Glifosato (%) 5.79 5.81 5.75 5.74 5.79 5.77 NPMIDA (%) 0.23 0.08 0.13 0.22 0.13 0.13 CH20 (mg/g glif.) 28.5 31.5 47.8 38.8 41.6 45.8 HC02H (mg/g glif.) 70.2 90.5 100.5 96.6 98.8 99.0 AMPA/MAMPA (%) 0.02 0.01 0.01 0.01 0.01 0.01 NMG (mg/g glif.) 2.6 3.6 3.6 4.2 4.7 4.7 Pt en sol. (µg/g glif.) 8.64 8.60 5.22 6.96 6.91 5.20 % de Pt Perdido 0.20 0.20 0.12 0.16 0.16 0.12 CUADR0 10 Resultados utilizando un catalizador que no fue tratado con NaBH4 Corrida No. 1 2 3 4 5 6 Glifosato (%) 5.36 5.63 5.37 5.50 5.56 5.59 NPMIDA (%) 0.18 0.15 0.25 0.21 0.18 0.23 CH20 (mg/g glif.) 20.9 23.6 38.4 44.2 47.7 58.3 HC02H (mg/g glif.) 27.8 63.8 96.5 98.4 102.2 102.0 AMPA/MAMPA (%) 0.04 0.02 0.04 0.02 0.02 0.03 NMG (mg/g glif.) 1.5 3.0 5.4 6.9 10.6 7.3 Pt en sol. (µg/g glif.) 63.6 62.2 44.7 34.6 28.8 28.6 % de Pt Perdido 1.30 1.34 0.92 0.73 0.61 0.61 EJEMPLO 13 Uso del bismuto como promotor de superficie del catalizador Se prepararon 500 g de una solución de Bl(N03)3 5H20 en 10"3 M en solución de ácido fórmico 10 M. Esta solución se agregó a 500 g de solución de formaldehído al 5% que contenía 6.0 g de un soporte de carbón activado con 5% de platino. La solución se agitó a 40°C toda la noche bajo N2 y luego se filtró con un embudo Buchner. Se secó una alícuota y subsiguientemente se analizó mediante fluorescencia de rayos X. El catalizador tuvo una pérdida por secado ("LOD") de 63%. Se encontró que el catalizador seco contenía aproximadamente 3% de bismuto y 4% de platino. En un autoclave de acero inoxidable de 300 ml se colocaron: 16.4 g de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, 4.16 g de un catalizador de carbón activado, 0.68 g del catalizador anterior que consistía de 3% de bismuto /4% de platino sobre su superficie, y 179.4 g de agua. La reacción se llevó a cabo a una presión de 4.5 kg/cm2, una temperatura de 90°C, una magnitud de flujo de oxigeno de 38 ml/min. y una velocidad de agitación de 900 r.p.m.. Se dejó transcurrir la reacción hasta desaparición del ácido N-(fosfonometil)lminodiacético. La solución del producto se separó del catalizador por filtración y se neutralizó con 6 g de una solución de NaOH al 50%. El catalizador se recicló sin ninguna purga por 5 corridas. Se efectuó el análisis de la solución del producto para cada corrida. También se llevaron a cabo dos controles de la misma manera que se mencionó antes excepto que se omitieron los 0.68 g del catalizador Bl/Pt/C. Los resultados se muestran en el Cuadro 11. Las corridas que tienen el catalizador de Bi/Pt/C produjeron menores concentraciones de formaldehído, ácido fórmico y NMG en el producto.

CUADRO 11 Resultados de oxidación de NPMIDA usando catalizador de Pt/Bi/C Oí ~vl 1. DBNQ = detectable, pero no cuantificado EJEMPLO 14 Depósito de un promotor de estaño sobre un soporte de carbono 20 g de un soporte de carbón activado se suspendieron en aproximadamente 2 i de agua. A continuación, se disolvieron 0.39 g de SnCI2.2H20 en 500 g de HNO3 0.5%. La solución se agregó gota a gota a la suspensión de carbono. Después de haber agregado toda la solución, la suspensión se agitó durante 2 horas. Después se ajustó el pH a 9.5, y la suspensión se agitó durante algunas horas más. A continuación la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío, para dar 1 % de estaño sobre carbono. Después del secado, el catalizador de 1% de estaño sobre carbono se calcinó a 500°C durante 6 horas, en argón. Para depositar el platino sobre el soporte de carbono, 5 g de carbono con 1 % estaño se suspendieron en aproximadamente 500 ml de agua. Luego se disolvieron 0.705 g de H2PtCI6 en aproximadamente 125 ml de agua y se agregaron gota a gota. Después de haber agregado toda la solución de H2PtCI2, ia suspensión se agitó durante 2.5 horas. Se ajustó el pH a 9.5 con NaOH diluida y se continuó agitando durante algunas horas más. Luego ia suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío.

Esta técnica produjo un catalizador que consistía de 5% de platino y 1% de estaño sobre carbono.

EJEMPLO 15 Depósito de un promotor de hierro sobre un soporte de carbono Aproximadamente 5 g de carbón activado se suspendieron en alrededor de 500 ml de agua. A continuación, se disolvieron 0.25 g de FeCÍ3.6H2? en 75 ml de agua. La solución se agregó gota a gota a la suspensión de carbono. Después de haber agregado toda la solución, la suspensión se agitó durante 2 horas. Luego la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío para dar 1 % de hierro sobre carbono. Después del secado, el catalizador de 1% de hierro sobre carbono se calcinó a aproximadamente 500°C durante 8 horas. Para depositar el platino sobre el soporte de carbono, 2.5 g de carbono con 1% de hierro se suspendieron en aproximadamente 180 ml de agua. Luego se disolvieron 0.355 g de H2PtCÍ6 en aproximadamente 70 ml de agua y se agregaron gota a gota. Después de haber agregado toda la solución, la suspensión se agitó durante tres horas más. Se ajustó el pH a 10.0 con NaOH diluida y se continuó agitando durante algunas horas más. A continuación la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío. Esta técnica produjo un catalizador que consistía de 5% de platino y 1 % de hierro sobre carbono.

EJEMPLO 16 Efecto de la presencia de un metal noble sobre la superficie del soporte de carbono Este ejemplo muestra las ventajas de utilizar un soporte de carbono que tenga un metal noble en su superficie para llevar a cabo la oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en vez de un catalizador sólo de carbono que no tenga ningún metal noble en su superficie. La reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se llevó a cabo en presencia de un catalizador sólo de carbono, el cual fue desoxigenado mediante la técnica de desoxigenación de alta temperatura en un solo paso No. 2 descrita en el Ejempio 2. La reacción se llevó a cabo en un reactor de acero inoxidable de 300 ml utilizando 0.365% de catalizador, 8.2% de ácido N-(fosfonometii)iminodiacético, una masa total de reacción de 200 g, una presión de 4.5 kg/cm2, una temperatura de 90°C, una velocidad de agitación de 900 r.p.m., y una velocidad de alimentación de oxígeno de 38 ml/min.

El Cuadro 12 muestra los tiempos de reacción (es decir, el tiempo necesario para que se consuma por lo menos el 98% del ácido N-(fosfonometil)iminod¡acétlco) de 5 ciclos para el catalizador sólo de carbono. El Cuadro también muestra los tiempos de reacción para los dos catalizadores de Pt sobre carbono luego de 6 ciclos, bajo las condiciones de reacción descritas en el Ejemplo 12. Como se puede ver en el cuadro 12, la desactivación por ciclo del catalizador sólo de carbono, en general tiende a ser mayor (es decir, los tiempos de reacción tienden a aumentar más por ciclo) que la desactivación de los catalizadores de carbono que tenían un metal noble sobre su superficie. La desadivación parece ser particularmente menor en los casos en que el catalizador fue reducido con NaBH4 luego de depositar el metal noble sobre su superficie. Sin adherir a ninguna teoría en particular, se piensa que la desactivación del catalizador reducido con NaBH4 fue menor que la desactivación del otro catalizador de Pt sobre carbono porque el platino en el catalizador reducido con NaBH lixivió menos que el platino en el otro catalizador de Pt sobre carbono. Consulte los Ejemplos, Cuadros 9 y 10.

CUADRO 12 Resultados utilizando un catalizador que no fue tratado con NaBH_.

Corrida # 1 2 3 4 5 6 Tiempo de corrida con catalizador 45.4 55.0 64.4 69.8 75.0 solo con carbono (min) Tiempo de corrida para 5% de 35.1 NA1 NA 35.2 35.8 35.8 platino en catalizador de carbono que se redujo con NaBH4 (min) Tiempo de corrida para 5.23% de 40.4 42.0 44.2 44.1 44.9 52J platino en catalizador con carbono (min) 1. No disponible debido a problemas de temperatura.

EJEMPLO 17 Efecto del uso de un catalizador que contiene una aleación de metal noble con un promotor de superficie de catalizador Este ejemplo muestra las ventajas de un catalizador que contiene una aleación de platino y hierro. 1. Catalizador que contiene una aleación de platino y hierro Para preparar e! catalizador que contenía una aleación de platino y hierro, se hizo una suspensión con aproximadamente 10 gramos de un carbón activado en alrededor de 180 ml de agua. A continuación, se co-disolvieron 0.27 gramos de FeCI3.6H2? y 1.39 gramos de hidrato de H2PtCI6 en 60 ml de agua aproximadamente. Esta solución se agregó gota a gota a la suspensión de carbono por un período de 30 minutos aproximadamente. Durante la adición, el pH de la suspensión cayó y se mantuvo desde alrededor de 4,4 a 4,8 aproximadamente empleando una solución diluida de NaOH (es decir, una solución de NaOH 1.0 a 2.5 molar). Después, la suspensión se agitó durante 30 minutos más a un pH de 4,7 aproximadamente. Luego la suspensión se calentó bajo N2 a 70°C a una velocidad de 2°C/min. manteniendo el pH a 4.7 aproximadamente. Cuando se alcanzaron los 70°C, el pH fue ajustado lentamente por un periodo de alrededor de 30 minutos hasta 6.0 con la adición de la solución de NaOH diluido Se continuó agitando por un período de alrededor de 10 minutos, hasta que el pH quedó estable en 6.0 aproximadamente. Entonces se enfrió ia suspensión bajo N2 a 35°C aproximadamente. A continuación, la suspensión se filtró y la torta se lavó 3 veces con 800 mi de agua aproximadamente. La torta luego se secó a 125°C bajo vacío. Esto produjo un catalizador que contenía 5 % en peso de platino y 0.5 % en peso de hierro en carbono al calentar a 690°C en 20% de H2 y 80% de Ar durante 1 a 6 horas. Este catalizador fue analizado en el microscopio electrónico, como se describe con mayor detalle en el Ejemplo 19. Una imagen del soporte de carbono obtenida mediante T.E.M. mostró que las partículas de la aleación de metal estaban muy dispersas y uniformemente distribuidas en todo el soporte de carbono (los puntos blancos representan las partículas de metal, y se piensa que ias variaciones en la intensidad del fondo representan el cambio de la densidad local del carbono poroso). El tamaño promedio de las partículas era de alrededor de 3.5 nm, y la distancia promedio entre las mismas era de alrededor de 20 nm. Un espectro de rayos X de alta energía de resolución de una partícula de metal individual del catalizador mostró que estaban presentes tanto los picos de platino como de hierro (los picos de cobre se originaron de la dispersión de las rejillas de cobre). Los análisis cuantitativos de los espectros de rayos X de alta energía de resolución de diferentes partículas de metal individuales mostraron que la composición de las partículas, dentro del error experimental, no variaron con el tamaño o la ubicación de las mismas en la superficie del catalizador. 2, Catalizador en el que la proporción de platino aleada con hierro era menor Para preparar el catalizador Pt/Fe/C en el que la proporción de platino aleada con hierro era menor (es decir, el catalizador tenía menos platino aleado con hierro que el primer catalizador descrito en este ejemplo), se depositaron el platino y el hierro consecutivamente en la superficie del soporte de carbono. Se hizo una suspensión con 5 gramos aproximadamente de carbón activado en alrededor de 500 ml de agua. El pH se ajustó a 5.0 aproximadamente con HCl 1 N. A continuación, se disolvieron aproximadamente 0.25 g de FeCI3.6H20 en 75 mi de agua. Esta solución se agregó gota a gota a la suspensión de carbono por un período de alrededor de 60 minutos. Después de agregar la solución, la suspensión se agitó durante 2 horas aproximadamente. Se ajustó el pH a 9.5 con la solución diluida de NaOH y se continuó agitando la suspensión durante algunas horas más. Después la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío para producir 1 % en peso de hierro en carbono. A continuación del secado, este 1 % en peso de hierro en carbono fue reducido con una atmósfera que contenía 20% de H2 y 80% de Al a 635°C durante 1 a 6 horas. Se hizo una suspensión con aproximadamente 2.5 gramos de este 1 % en peso de hierro en carbono en 250 mi de agua. A continuación, se disolvieron aproximadamente 0,36 gramos de hidrato de H2PtClß en 65 ml de agua, la cual, a su vez fue agregada a la suspensión gota a gota por un período de aproximadamente 60 minutos Luego de agregar toda la solución, la suspensión se agitó durante 2 horas. Después la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua. Luego la torta volvió a suspenderse en 450 ml de agua. Después de ajustar el pH de la suspensión a 9.5 con ia solución de NaOH diluida, la suspensión fue agitada durante 45 minutos aproximadamente. A continuación, la suspensión se filtró y se lavó una vez con 450 ml de agua. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío. Esto produjo un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 1% en peso de hierro en carbono por reducción al calentar hasta una temperatura de 660°C en una atmósfera que contenía 20% de H2 y 80% de Ar durante 1 a 6 horas. 3. Comparación entre los dos catalizadores Estos dos catalizadores se compararon mientras catalizaban la reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil) iminodiacético. Las condiciones de la reacción fueron las mismas que en el Ejemplo 5. El Cuadro 13 muestra los resultados. El primer catalizador descrito en este ejemplo (es decir, el catalizador que contenía una mayor cantidad de platino en la aleación con el hierro) tuvo mayor estabilidad con respecto a las actividades de CH2O y HC0 H, el segundo catalizador descrito en este ejemplo (es decir, el catalizador que contenía una cantidad menor de platino en la aleación con hierro) se desactivó rápidamente. Además, el primer catalizador retuvo casi la mitad de su contenido en hierro por más de 25 ciclos, mientras que el segundo catalizador perdió la mayor parte de su hierro en el primer ciclo.

CUADRO 13 Comparación de catalizador gue tiene aleación de Pt/Fe. el catalizador teniendo menos aleación de Pt/Fe EJEMPLO 18 Preparación de un catalizador de Pt/Fe. Sn sobre carbono Se hizo una suspensión con 10 gramos aproximadamente de carbón activado en alrededor de 90 ml de agua. A continuación, se disolvieron aproximadamente 0.2 g de SnCl2.2H2? en 250 ml de HCl 0.025 M La solución se agregó gota a gota a la suspensión de carbono. Después de haber agregado toda la solución, la suspensión se agitó durante 3 horas. Luego se ajustó lentamente el pH hasta 9.0 con una solución diluida de NaOH (es decir, una solución de NaOH de 1.0 a 2.5 molar) y la suspensión se agitó durante algunas horas más. A continuación la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío. Esto produjo 0,9% en peso de estaño en carbono. Se hizo una suspensión con aproximadamente 6 gramos de este 0.9% en peso de estaño en carbono en alrededor de 500 ml de agua. Después se disolvieron aproximadamente 0.23 gramos de Fe(N?3)3.9H20 y 0.85 gramos de H2PtCl6 en alrededor de 150 ml de agua y se agregaron gota a gota a la suspensión. Luego de agregar toda la solución, la suspensión se agitó durante 4 horas, y después se filtró para eliminar el exceso de hierro (-80% en peso). La torta fue suspendida en 480 ml de agua. Después de ajustar el pH de la suspensión a 9-10 con la solución diluida de NaOH, se continuó agitándola durante algunas horas más. A continuación la suspensión se filtró y se lavó con abundante agua, hasta que el filtrado alcanzó una conductividad constante. La torta húmeda se secó a 125°C bajo vacío. Esto produjo un catalizador que contenía 4,9% en peso de Pt, 0.9% en peso de estaño y 0.1 % en peso de hierro una vez completada la reducción a alta temperatura calentando a 700-750°C en 20% de H2 y 80% de Ar durante 1 a 6 horas.

EJEMPLO 19 Caracterización de catalizadores por microscopía electrónica Se utilizaron técnicas de microscopía electrónica para analizar el tamaño, la distribución espacial y la composición de las partículas de metal de ios catalizadores preparados en el Ejemplo 17. Antes de analizar el catalizador, se embebió primero en una resma EM Bed 812 (Electron Microscopy Sciences, Fort Washington, PA). Luego la resma fue polimerizada a una temperatura de alrededor de 60°C durante 24 horas aproximadamente. El bloque curado resultante fue cortado en el ultramicrótomo en láminas de un espesor de 50 nm aproximadamente. Estas láminas se transfirieron a rejillas de cobre de malla 200 para su observación microscópica. Se llevaron a cabo experimentos analíticos de microscopía electrónica de alta resolución en un microscopio electrónico dedicado a transmisión y escaneo Vacuuni Generators (modelo NO VG HB50I, Vacuum Generators, Bast Brinstead, Sussex, Inglaterra), con una resolución de imagen menor a 0.3 nm. El microscopio se hizo funcionar a 100 kV. El vacío en la zona de la cámara de muestra era inferior a 10"6 Pa. Se utilizó un sistema de obtención de ¡magen digital (ES Vision Data Acquisition System, EmiSpéc Sys., Ina.Tempe, AZ), para obtener imágenes de microscopia electrónica de alta resolución. Se utilizó un espectrómetro de rayos X de dispersión de energía Windowless (Link LZ-5-EDS Windowless Detector, Modelo E5863, Hlgh Wycombe, Bucks, Inglaterra), para obtener espectros de rayos X de alta energía de resolución de las partículas metálicas individuales. A causa de su alta sensibilidad al número atómico, se utilizó un microscopio de campo oscuro anular de ángulo elevado (HAADF). Para obtener las imágenes de HAADF se utilizó un tamaño de sonda electrónica menor a 0.5 nm aproximadamente, y se empleó un tamaño de sonda menor a 1 nm aproximadamente para obtener espectros de rayos X de resolución de alta energía.

EJEMPLO 20 Efecto de un promotor suplementario Este ejemplo muestra el empleo y las ventajas de combinar un promotor suplementario con un catalizador de oxidación que contenga un metal noble, con un soporte de carbono.

A. Comparación de los efectos sobre una reacción de oxidación de MPMIDA al combinar un catalizador que contenga un metal noble con soporte de carbono, con distintas cantidades y fuentes de bismuto. Se realizaron varios lotes individuales de reacciones de oxidación del ácido N-(fosfonometil)im¡nod¡acét¡co. En cada reacción se agregó al medio de reacción una fuente diferente y una cantidad diferente de bismuto. La fuente de bismuto era (BiO)2C03, Bi(N03)3.5H2?, o Bi203. La cantidad de bismuto utilizada correspondió a una relación de masa bismuto-ácido N-(fosfonometil) iminodiacético de 1 :10.000; 1 :2.000 o 1 :1.000. También se utilizó un control donde no se agregó bismuto. Cada reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil)imlnod¡acético se llevó a cabo en presencia de un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 0.5% en peso de hierro (este catalizador se preparó usando un método similar al descrito en el Ejemplo 17). La reacción se realizó en un reactor de acero inoxidable de 1.000 mi (Autoclave Engineers, Pittsburgh, PA), utilizando 2.5 g de catalizador (0.5% en peso de la masa total de reacción), 60.5 g de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético (12.1% en peso de la masa total de reacción), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 500 g, una presión de 71 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 1.000 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 22 minutos fue de 392 mí/mm., y después de 125 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético fue esencialmente consumido. El Cuadro 14 muestra los resultados. En todas las corridas en las que se agregó un compuesto de bismuto, los niveles de formaldehído, ácido fórmico y NMG fueron menores a los observados en el control.

CUADRO 14 Adición directa de varias fuentes v cantidades de bismuto *ppm significa una relación de Bi a ácido N-(fosfonometil)iminodi acético equivalente a 1 :1000.000 **(masa + masa total de reacción) x 100% ***gramos de glifosato obtenido "ND" significa ninguno detectado.

B. Efecto de la adición de bismuto en lotes consecutivos de oxidación de NPMIDA que se pusieron en contacto con el catalizador Se llevaron a cabo cuatro experimentos de 6 corridas (es decir, durante cada uno de los 4 experimentos, se ejecutaron 6 lotes de reacciones secuenciales) para determinar el efecto de (1) la adición inicial de bismuto en las corridas de la reacción subsiguiente a la adición uncial de bismuto, y (2) la adición adicional de bismuto en una o más de las corridas de la reacción consecutivas. Los 4 experimentos se realizaron utilizando un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 0.5% en peso de hierro (este catalizador se preparó usando un método similar al descrito en el Ejemplo 17). Durante cada uno de los experimentos de 6 corridas, se usó el mismo catalizador en cada una de las 6 corridas (es decir, al finalizar una corrida, la solución del producto de la reacción se separaba y se retiraba del catalizador, y un nuevo lote de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se combinaba con el catalizador para iniciar una nueva corrida). La reacción se realizó en un reactor de acero inoxidable de 1.000 ml (Autoclave Engineers), utilizando 2.5 g de catalizador (0.5% en peso de la masa total de reacción), 60.5 g de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético (12.1% en peso de la masa total de reacción), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 500 g, una presión de 7.7 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 1.000 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 22 minutos fue de 392 ml/min., y después de 125 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético fue esencialmente consumido. En ei experimento de control, no se introdujo bismuto en la zona de reacción en ninguna de las 6 corridas. En los otros tres experimentos, se introdujeron 0,034 gramos de óxido de bismuto (lll) (es decir, Bi203) en el medio de reacción al inicio de la primer corrida de la reacción. En uno de estos experimentos, el óxido de bismuto sólo se introdujo en la zona de reacción al inicio de la primer corrida de la reacción. En otro experimento, se introdujeron 0.034 g de óxido de bismuto (lll) en el medio de reacción al inicio de la primera y cuarta corridas de ia reacción. En el experimento final, se introdujeron 0.034 g de óxido de bismuto (lll) en el medio de reacción al inicio de las 6 corridas de la reacción. Los Cuadros 15, 16, 17 y 18 muestran los resultados. La adición del óxido de bismuto una sola vez (los datos se muestran en el Cuadro 16) tendió a proporcionar los mismos efectos beneficiosos que la adición del óxido de bismuto cada tres corridas (los datos se muestran en el Cuadro 17), o aún en cada corrida (los datos se muestran en el Cuadro 18).

CUADRO 15 Experimento de control: Reacción de oxidación de NPMIDA de ß corridas sin adición de bismuto * (masa masa de reacción total) x 100% ** mg -i- gramos de glifosato obtenido "ND" significa no detectado CUADRO 16 Reacción de oxidación de NP IDA de 6 corridas con bismuto al inicio de la primera corrida - l * (masa - masa de reacción total) x 100% ** mg +- gramos de glifosato obtenido "ND" significa no detectado "DBNQ" significa detectado, pero no cuantificado CUADRO 17 Reacción de oxidación de NPMIDA de 6 corridas con adición de bismuto al inicio de la primera a la cuarta corrida rO -vi -si * (masa masa de reacción total) x 100% ** mg •*- gramos de glifosato obtenido "ND" significa no detectado CUADRO 18 Reacción de oxidación de NPMIDA de 6 corridas con bismuto al inicio de cada corrida -vi 00 * (masa -*• masa de reacción total) x 100% ** mg - gramos de glifosato obtenido "ND" significa no detectado C. Efecto de la adición de bismuto de una vez sobre 20 corridas de oxidación de NPMIDA utilizando un catalizador de carbono/hierro/níatino Se realizaron dos experimentos de 20 corridas para determinar el efecto de la adición de bismuto una vez en las corridas de la reacción de oxidación del ácido N- (fosfonometil)iminodiacético. Ambos experimentos se realizaron utilizando un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 0.5% en peso de hierro (este catalizador se preparó usando un método similar al descrito en el Ejemplo 17). En cada experimento se utilizó el mismo catalizador en cada una de las 20 corridas. La reacción se realizó en un reactor de acero inoxidable de 1.000 ml (Autoclave Engineers), utilizando 2.5 g de catalizador (0.5% en peso de la masa total de reacción), 60.5 g de ácido N-(fosfonometíl)iminodiacético (12.1 % en peso de la masa total de reacción), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 500 g, una presión de 71 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 1.000 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 22 minutos fue de 392 ml/min., y después de 125 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético fue esencialmente consumido. En el experimento de control, no se introdujo bismuto en la zona de reacción en ninguna de las 20 corridas. En el otro experimento, se introdujeron 0.034 gramos de óxido de bismuto (III) en el medio de reacción al inicio de la primer corrida de la reacción.

La Figura 15 compara los perfiles resultantes de la concentración de ácido fórmico. La introducción de bismuto de una vez en la zona de reacción disminuyó la concentración del ácido fórmico en las 20 corridas.

D. Efecto de la adición de bismuto de una vez en 30 corridas de oxidación de NPMIDA utilizando un catalizador de carbono/estaño/platino Se realizaron dos experimentos de 30 corridas para determinar el efecto de la adición de bismuto de una vez en las corridas de la reacción de oxidación del ácido N- (fosfonometil)iminodiacético. Ambos experimentos se realizaron utilizando un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 1 % en peso de estaño (este catalizador se preparó usando un método similar al descrito en el Ejemplo 18). En cada experimento se utilizó el mismo catalizador en cada una de las 30 corridas. Cada corrida se llevó a cabo en un reactor de 300 ml (fabricado con una aleación de metal, Hastelloy C, Autoclave Engineers), utilizando 1.35 g de catalizador (0.75% en peso de la masa total de reacción), 21.8 g de ácido N-(fosfonometil)iminodlacético (12.1 % en peso de la masa total de reacción), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 180 g, una presión de 6.3 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 900 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 26 minutos fue de 141 ml/min., y después de 45 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético fue esencialmente consumido. En el experimento de control, no se introdujo bismuto en la zona de reacción en ninguna de las 30 corridas. En el otro experimento, se introdujeron 0.012 gramos de óxido de bismuto (III) en el medio de reacción al inicio de la primer corrida de la reacción. La Figura 16 compara los perfiles resultantes de la concentración de ácido fórmico, la Figura 17 compara los perfiles resultantes de la concentración de formaldehído, y la Figura 18 compara los perfiles resultantes de la concentración de NMG. Aún después de 30 corridas, la introducción de bismuto de una vez en la zona de reacción disminuyó la concentración de ácido fórmico en un 98%, la concentración de formaldehído en un 50%, y la concentración de NMG en un 90%.

E_ Efecto de la adición de bismuto a un catalizador Pt/Fe/C que se empleó previamente en 132 lotes de reacciones de oxidación de NPMIDA. Se realizó un experimento de 14 corridas para determinar el efecto de la combinación de bismuto con un catalizador Pt/Fe/C. Antes de este experimento, el catalizador se había utilizado para catalizar 129 lotes de reacciones de oxidación del ácido N-(fosfonometiI)lminod¡acético. El catalizador nuevo (es decir, el catalizador antes de que fuera utilizado en las 129 corridas anteriores de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético) se preparó mediante un método similar al descrito en el Ejemplo 17, y contenía 5% en peso de platino y 0.5% en peso de hierro. Las 14 corridas de ia reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realizaron en un reactor de 300 mi (fabricado con una aleación de metal, Hastelloy C, Autoclave Engineers) utilizando 0,9 g de catalizador ya usado (0.5% en peso), 21.8 g de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético (12.1% en peso), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 180 g, una presión de 6.3 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 900 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 26 minutos fue de 141 ml/min., y después de 45 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético fue esencialmente consumido. Al inicio de la 4a. corrida, se introdujeron 0.012 gramos de bismuto (lll) en la zona de reacción. La Figura 19 muestra los efectos que tuvo la adición de bismuto en la 4a corrida sobre la producción de subproductos del ácido fórmico, formaldehído y NMG.

F. Efecto de la adición de bismuto a un catalizador Pt/Sn/C que se empleó previamente en 30 lotes de reacciones de oxidación de NPMIDA. Se realizó un experimento de 11 corridas para determinar el efecto de la combinación de bismuto con un catalizador Pt/Sn/C. El catalizador se había utilizado previamente para catalizar 30 lotes de reacciones de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. El catalizador nuevo (es decir, el catalizador antes de que fuera utilizado en las 30 corridas anteriores de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético) se preparó mediante un método similar al descrito en el Ejemplo 18, y contenía 5% en peso de platino y 1 % en peso de estaño. Las 11 corridas de la reacción de oxidación del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético se realizaron en un reactor de 300 ml (fabricado con una aleación de metal, Hastelloy C, Autoclave Engineers) utilizando 1.35 g de catalizador ya usado (0,75% en peso de la masa total de reacción), 21.8 g de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético (12,1% en peso de la masa total de reacción), 1.000 p.p.m. de formaldehído, 5.000 p.p.m. de ácido fórmico, una masa total de reacción de 180 g, una presión de 6.3 kg/cm2, una temperatura de 100°C, y una velocidad de agitación de 900 r.p.m. La velocidad de alimentación de oxígeno durante los primeros 26 minutos fue de 141 ml/min., y después de 45 ml/min. hasta que el ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético fue esencialmente consumido Al inicio de la 4a. corrida, se introdujeron 0.012 gramos de bismuto (lll) en la zona de reacción. La Figura 20 muestra los efectos que tuvo la adición de bismuto en la 4a corrida sobre la producción de subproductos del ácido fórmico, formaldehído y NMG.

G. Efecto de la adición de bismuto en más de 100 lotes consecutivos de NPMIDA que se sometieron a oxidación en contacto con el catalizador Se realizaron dos experimentos de 125 corridas para determinar el efedo de la adición de bismuto sobre más de 100 corridas de reacción consecutivas utilizando el mismo catalizador. Ambos experimentos se realizaron utilizando un catalizador que contenía 5% en peso de platino y 1% en peso de estaño (este catalizador se preparó usando un método similar al descrito en el Ejemplo 18). En cada experimento se utilizó el mismo catalizador en todas las corridas. La reacción se llevó a cabo en un reactor tipo tanque con agitación, utilizando 0.75% de catalizador (en peso de la masa total de reacción), 12.1 % de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético (en peso de la masa total de reacción), una presión de 8.9 kg/cm2, y una temperatura de 100°C. La velocidad de alimentación de oxígeno para la primera parte de cada lote de reacción (la cantidad de tiempo exacta varió con cada lote desde 14.9 a 20.3 minutos, utilizándose ios tiempos más cercanos a 14.9 minutos para los primeros lotes, y los tiempos más cercanos a 20.3 minutos para los últimos) fue de 1.3 mg/min. por gramo de la masa total de reacción, y luego 0.35 mg/min. por gramo de la masa total de reacción hasta que se consumió el ácido N-(fosfonometil)iminodlacético. Una porción del producto de la reacción de cada lote fue evaporada y regresada al reactor como una fuente de formaldehído y ácido fórmico los que se pierden, al aduar como agentes reductores, en el . siguiente lote de reacción. Las cantidades de formaldehído y ácido fórmico que se recircularon al reactor abarcaron desde 100 a 330 p.p.m., y desde 0 p.p.m. a 2.300 p.p.m. (0 a 200 p.p.m. de ácido fórmico después de 25 lotes a continuación de la adición de óxido de bismuto (III)), respectivamente. En el experimento de control, no se introdujo bismuto en la zona de reacción en ninguna de las 125 corridas. En el otro experimento, el catalizador se usó primero para catalizar 17 lotes de ácido N-(fosfonometil)iminodlacético. Después de catalizar el lote 17, el catalizador se separó sustanciaimente del producto de la reacción, y la mezcla catalítica resultante se transfirió a un tanque contenedor de catalizador donde se introdujeron 9.0 mg de óxido de bismuto (III) por gramo de catalizador en la mezcla catalítica.. El catalizador se utilizó después para catalizar la oxidación de 107 lotes subsiguientes de ácido N-(fosfonometiI) iminodiacético. La Figura 21 compara los perfiles resultantes de la concentración de ácido fórmico, la Figura 22 compara los perfiles resultantes de la concentración de formaidehído, y la Figura 23 compara los perfiles resultantes de lá concentración de NMG. Aún después de 107 corridas, la introducción de bismuto una vez en una mezcla con el catalizador, disminuyó las concentraciones de ácido fórmico y NMG en 90% aproximadamente.

EJEMPLO 21 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato con un catalizador parcialmente consumido y el empleo de un promotor suplementario Este ejemplo muestra la oxidación continua del ácido N- (fosfonometil)iminodiacético ("NPMIDA") a N-(fosfonometil)glicina("glifosato") en un sistema de reactores continuos de oxidación empleando un catalizador que ya había sido utilizado y un promotor suplementario. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que podrían prevalecer en una primera zona de reacción, particularmente donde el licor madre del cristalizador que contiene el producto de la reacción se recircula a la zona de reacción. La reacción se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos utilizando un autoclave Hastelloy C de 2 litros (Autoclave Engineers Inc., Pittsburgh, PA). El reactor estaba equipado con un agitador impulsor de turbina de seis paletas de 3.17 cm de diámetro, que se hizo funcionar a 1.600 RPM. El nivel de liquido en el reactor se controló mediante un Drexelbrook Universal lll™ Smart Level™, con un elemento sensor recubierto de teflón. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una comente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el producto N-(fosfonometil)glicina ("giifosato") obtenido fue retirada del reactor en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de gas obtenido (conteniendo CO2 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. La reacción se inició cargando una suspensión acuosa de alimentación (1.420 gramos) y el catalizador (29.3 gramos o aproximadamente 2% en peso del catalizador en la masa de reacción) en el reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (7.53% en peso), glifosato (2.87% en peso), formaldehído (2.127 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (3.896 p.p.m. en peso). La suspensión de alimentación también contenía NaCí (aproximadamente 450 p.p.m. en peso) para simular los bajos niveles de impurezas de cioruro que existen en el NPMIDA que se comercializa. El catalizador, que se preparó por medio de un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. El catalizador se había utilizado previamente bajo condiciones similares a las descritas en el Ejemplo 20. El reactor se selló para evitar toda entrada de líquido o salida de flujo. La mezcla de reacción se calentó a 105°C aproximadamente y se llevó hasta una presión de alrededor de 7.03 kg/cm2 con nitrógeno. El flujo de oxígeno (1.000 sccm) se ¡nieló y la reacción se dejó transcurrir sin que hubiera ninguna entrada de líquido o salida de flujo durante 15 minutos aproximadamente. Luego de transcurridos estos 15 minutos iniciales, se inició la suspensión de alimentación (70.4 g/min.), retirando en forma continua el líquido de la reacción para mantener un nivel constante en el reactor como fue especificado por el indicador de nivel Drexelbrook descrito anteriormente. Después de 55 minutos aproximadamente, el flujo de oxígeno se redujo ligeramente a 800 sccm. Luego de aproximadamente 280 minutos de funcionamiento a un flujo de oxígeno de 800 sccm, se inyectó Bi203 (0.0336 gramos) dentro del reactor como promotor suplementario. El producto liquido se analizó por HPLC. En el cuadro 19 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua. La Figura 24 muestra también los perfiles para el formaldehído y el ácido fórmico en el producto líquido mientras el flujo de oxigeno era de 800 sccm.

CUADRO 19 Resultados de oxidación de HPLC para el ejemplo 21 1 Tiempo transcurrido luego de comenzar a agregar la suspensión.

EJEMPLO 22 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Fe/C utilizado previamente Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato mediante un catalizador heterogéneo en partículas utilizado previamente. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que podrían prevalecer en una primera zona de reacción de un sistema de reactores continuos, particularmente donde el licor madre del cristalizador que contiene el producto de la reacción se recircula a la zona de reacción. El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos similar al sistema de reactores descrito anteriormente en el Ejemplo 21. La reacción se inició cargando una suspensión acuosa de alimentación (1.424 gramos) y un catalizador heterogéneo en partículas (29.3 gramos o aproximadamente 2% de catalizador en peso de la masa de reacción) en el reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (7.01 % en peso), glifosato (2.88% en peso), formaldehído (2099.9 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (4.690 p.p.m. en peso). La suspensión de alimentación también contenía NaCI (aproximadamente 450 p.p.m. en peso) para simular los bajos niveles de impurezas de cloruro que existen en el NPMIDA que se comercializa. El catalizador se preparó por medio de un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 y contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. El catalizador se había utilizado previamente bajo condiciones similares a las descritas en el Ejemplo 20. El reactor se selló para evitar toda entrada de liquido o salida de flujo La mezcla de reacción se calentó a 107°C aproximadamente y se llevó hasta una presión de alrededor de 7.03 kg/cm2 con nitrógeno. El flujo de oxígeno (900 sccm) se inició y la reacción se dejó transcurrir sin que hubiera ninguna entrada de líquido o salida de flujo durante 13 minutos aproximadamente. Luego de transcurridos estos 13 minutos iniciales, se inició la suspensión de alimentación (70.4 g/min.), retirando en forma continua el liquido de la reacción para mantener un nivel constante en el reactor como fue especificado por el indicador de nivel Drexelbrook descrito anteriormente. Ei producto líquido se analizó por HPLC. En el Cuadro 20 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua. Los perfiles del glifosato producido y el reactivo de NPMIDA remanente en el producto líquido se muestran en la Figura 25.

CUADRO 20 Resultados de la oxidación para el ejemplo 22 Tiempo transcurrido luego de comenzar a agregar la suspensión.

EJEMPLO 23 Oxdación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas recién preparado (a una concentración de catalizador relativamente baja) durante un extenso periodo de tiempo. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que podrían prevalecer en una primera zona de reacción, particularmente donde el licor madre del cristalizador que contiene el producto de la reacción se recircula a la zona de reacción. El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos similar al sistema de reactores descrito anteriormente en el Ejemplo 21. La reacción se inició cargando una suspensión acuosa de alimentación (1.447 gramos) y un catalizador heterogéneo en partículas (3.63 gramos o aproximadamente 0.25% en peso del catalizador en la masa de reacción) en el reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (3.45% en peso), gllfosato (1.55% en peso), formaldehído (1.140 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (2.142 p.p.m. en peso). La suspensión de alimentación también contenía NaCI (aproximadamente 450 p.p.m. en peso) para simular los bajos niveles de impurezas de cloruro que existen en el NPMIDA que se comercializa. El catalizador se preparó por medio de un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 y contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. El catalizador no había sido utilizado previamente. El reactor se selló para evitar toda entrada de liquido o salida de flujo. La mezcla de reacción se calentó a 100°C aproximadamente y se llevó hasta una presión de alrededor de 7.03 kg/cm3 con nitrógeno. El flujo de oxígeno (300 sccm) se inició y la reacción se dejó transcurrir sin que hubiera ninguna entrada de líquido o salida de flujo durante 22 minutos aproximadamente. Luego de transcurridos estos 22 minutos iniciales, se inició la suspensión de alimentación (70.4 g/min.), retirando en forma continua el líquido de la reacción para mantener un nivel constante en el reactor como fue especificado por el indicador de nivel Drexelbrook descrito en el ejemplo 21 , anteriormente. Se permitió que el sistema de reactores funcionara por aproximadamente 4.300 minutos, después de los cuales la magnitud de flujo líquido se duplicó para reducir efectivamente el tiempo de permanencia del líquido del reactor en uno o dos factores. El producto líquido se analizó por HPLC. En el Cuadro 21 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua. Los perfiles del glifosato producido y el reactivo de NPMIDA remanente en el produdo liquido se muestran en la Figura 26.

CUADRO 21 Resultados de la oxidación para el ejemplo 23 1 Tiempo transcurrido luego de comenzar a agregar la suspensión.

EJEMPLO 24 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en un sistema de reactores confinuo que comprende dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie.

Haciendo referencia a la Figura 27, el experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuo que comprende dos reactores y un cristalizador. Los dos reactores (cada uno un autoclave de acero Inoxidable de 1 galón, de Autoclave Engineers, Inc., Pittsburgh, PA) se hicieron funcionar en forma continua como reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie. El sistema de reactores continuo fue dispuesto de forma tal que la suspensión acuosa de alimentación se introdujo en forma continua dentro de la primer zona de reacción (reactor R1. El líquido efluente fue retirado en forma continua del R1 e introducido en la segunda zona de reacción (reactor R2). El líquido efluente fue retirado continuamente del R2 e introducido en el cristalizador para recuperar el producto de la suspensión de glifosato. Se introdujo oxígeno independientemente en cada zona de reacción, mientras el gas producido era venteado de cada reactor en forma independiente. Se introdujo oxigeno gaseoso dentro del R1 a través de una frita próxima a un impulsor agitador (impulsor de paleta de turbina de 5.08 cm). El oxígeno gaseoso se introdujo dentro del R2, en el espacio superior por encima del nivel del líquido, y se usó un impulsor tipo DISPERSÁMAX de 6.35 cm para retromezclar eficazmente el gas que se encontraba en el espacio superior en la zona de reacción. La temperatura de la masa de reacción en cada reactor fue controlada por medio de un serpentín de enfriamiento interno. El líquido efluente fue retirado del R1 a través de una frita, que permitió que el catalizador heterogéneo permaneciera en el R1. De un modo similar, se retiró el líquido efluente del R2 a través de una frita para mantener el catalizador heterogéneo dentro del R2. La relación masa/volumen de reacción en cada reactor se mantuvo constante. El sistema de reactores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo líquido a través del sistema fue iniciado poco después. El material de alimentación fue una suspensión acuosa que contenía NPMIDA (aproximadamente 7.6% en peso), glifosato (aproximadamente 2.8% en peso), formaldehído (aproximadamente 2.200 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (aproximadamente 4.500 p.p.m. en peso). También se agregó una baja concentración de NaCI (aproximadamente 450 p.p.m.) a la alimentación para simular las impurezas de cloruro que generalmente están presentes en el NPMIDA que se encuentra disponible comercialmente. El catalizador se preparó por medio de un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 y contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. La suspensión acuosa de alimentación y el catalizador se cargaron en cada reador para proporcionar aproximadamente una concentración de Catalizador de alrededor de un 2% en peso en cada reactor, teniendo como objetivo que las masas totales para cada reactor fueran de 2.693 gramos y 1.539 gramos para R1 y R2, respectivamente. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el Cuadro 22 que aparece a continuación. Los resultados analíticos de la composición de la suspensión acuosa de alimentación, del líquido y del gas efluentes del R1 y del líquido y del gas efluentes del R2, que fueron analizados por HPLC, se muestran en el Cuadro 23 que aparece a continuación.

CUADRO 22 Resumen de las condiciones operativas para ei eiemplo 24 R1 R2 CUADRO 23 Resultados de oxidación para el Ejemplo 24 EJEMPLO 25 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en un sistema de reactores continuos que incluye dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie, donde el líquido efiuente del segundo reactor se envía a un cristalizador para la recuperación de glifosato y el licor madre resultante se reclcla desde el cristalizador nuevamente hacia el primer reactor como parte de la alimentación del reactor. Haciendo referencia a la Figura 28, el Ejemplo 25 se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 24, con la excepción de que el licor madre del cristalizador se recicla reenviándolo al primer reactor R1 , formando así un ciclo. El sistema de reactores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo de líquido a través del sistema fue iniciado poco después. El cristalizador (30 L) se cargó inicialmente con un material de alimentación en suspensión acuosa que incluyó NPMIDA (0.16% en peso), gllfosato (2.0% en peso), formaldehído (2.754 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (5.637 p.p.m. en peso) y se hizo funcionar a una temperatura aproximada de 60°C y una presión de 1 atmósfera. El sistema de alimentación de la suspensión acuosa se cargó con una suspensión acuosa de alimentación que incluyó NPMIDA (aproximadamente 25% en peso). El catalizador utilizado fue similar al catalizador heterogéneo de partículas usado en el Ejemplo 24. La suspensión acuosa y el catalizador se cargaron en cada reador para proporcionar aproximadamente una concentración de alrededor del 2% en peso de catalizador en cada reactor, teniendo como objetivo que las masas totales para cada reador fueran de 2.693 gramos y 1.539 gramos para R1 y R2, respectivamente. Luego de correr el sistema en modo discontinuo, se inició el flujo de líquido a través del sistema. El líquido que ingresó al R1 incluyó la suspensión acuosa de alimentación (aproximadamente 40 ml/min.) y el licor madre reclclado (aproximadamente 80 ml/min.) proveniente del cristalizador. El nivel de liquido en cada reactor se controló durante la corrida para mantener una masa de reacción constante en cada reactor, teniendo como objetivo tiempos de residencia hidráulica de 21 minutos y 12.2 minutos en el R1 y el R2 respectivamente, proporcionando un flujo de líquido total a través del sistema de aproximadamente 120 ml/min. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el Cuadro 24 que aparece a continuación. El producto líquido se analizó por HPLC. Los resultados analíticos de la composición de Suspensión acuosa de alimentación, del efluente líquido dé R1 y del efluente líquido de R2 se muestran en el Cuadro 25 que aparece a continuación. El tiempo transcurrido hace referencia al periodo de tiempo después de iniciado cada flujo continuo de líquido.

CUADRO 24 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 25 CUADRO 25 Resultados de oxidación para el Ejemplo 25 EJEMPLO 26 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Sn/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Sn/C en partículas, en un reador tipo tanque con agitación. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que pueden prevalecer en una segunda zona de reacción de un sistema de reactores continuos. El experimento fue realizado en un sistema de reactores continuos que incluyó un autoclave Hastelloy C de 500 mi (Autoclave Engineers, Inc., Plttsburgh, PA). El reactor estaba equipado con un agitador impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.1 cm de diámetro. El nivel de líquido en el reactor fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reactor en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La comiente de líquido obtenida que se retiró, se mezcló en línea con una solución básica capaz de disolver el glifosato. La corriente de gas obtenido (conteniendo CO2 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. El sistema de reactores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo liquido a través del sistema fue iniciado poco después. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (2.46% en peso), glifosato (3.72% en peso), formaldehído (1.381 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (6.485 p.p.m. en peso). El catalizador se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 14 y contenía platino (5% en peso) y estaño (1.0% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. Las condiciones de funcionamiento se resumen en ei cuadro 26 que aparece a continuación. El producto liquido se analizó por HPLC. En el cuadro 27 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la corrida de oxidación.

CUADRO 26 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 26 CUADRO 27 Resultados de oxidación para el Ejemplo 26 EJEMPLO 27 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Sn/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Sn/C en partículas, en un reactor tipo tanque con agitación. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que pueden prevalecer en una segunda zona de reacción de un sistema de reactores continuos. Además, la magnitud de flujo de oxígeno fue variada para ilustrar el impacto de diferentes magnitudes de flujo de oxígeno en la conversión. El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos similar al sistema de reactores descrito anteriormente en el Ejemplo 26. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro dei medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de liquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reador en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de líquido obtenida que se retiró, se mezcló en línea con una solución básica capaz de disolver el glifosato. La corriente de gas obtenido (conteniendo C02 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reador. El sistema de readores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo líquido a través del sistema fue iniciado poco después. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (aproximadamente 2.8% en peso), glifosato (aproximadamente 4.2% en peso), formaldehído (aproximadamente 1.425 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (aproximadamente 6.570 p.p.m. en peso). El catalizador se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 14 y contenía platino (5% en peso) y estaño (1.0% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el cuadro 28 que aparece a continuación. Durante el transcurso de este experimento, la magnitud de flujo de oxígeno fue aumentada y disminuida bruscamente dentro del rango de 75 a 300 sccm. El producto liquido se analizó por HPLC. En el cuadro 29 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua.

CUADRO 28 Resumen de las condiciones operativas para el eiemplo 27 CUADRO 29 Resultados de oxidación para el Ejemplo 27 CUADRO 29 (continuación) CUADRO 29 (continuación) EJEMPLO 28 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en dos reactores fipo tanque con agitación dispuestos en serie.

Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en sistemas de reactores continuos que comprenden dos reactores fipo tanque con agitación dispuestos en serie. En este ejemplo, el catalizador heterogéneo en partículas fue transferido desde el primer reactor al segundo reactor. El catalizador salió del segundo reactor con el efluente liquido del segundo reactor, fue separado por filtración y se volvió a enviar a la zona del primer reactor formando así un ciclo. Haciendo referencia a la Figura 29, la reacción se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos que incluyó dos reactores tipo tanque con agitación, una suspensión acuosa de alimentación y un sistema de filtrado del catalizador. Los dos reactores (cada uno un autoclave de acero inoxidable de 1 galón, de Autoclave Englneers, Inc., Pittsburgh, PA) se hicieron funcionar en forma continua como reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie. Se alimentó con oxigeno cada reador, respectivamente. El efluente liquido se retiró del primer reactor (R1) a través de un tubo de inmersión que permitió que el catalizador fuera arrastrado con el efluente líquido desde el R1 al segundo reactor (R2). Algunos gases obtenidos de la reacción también fueron arrastrados dentro del tubo de inmersión desde el R1 al R2, y otros gases obtenidos de la reacción en el R1 fueron venteados del reactor. En forma similar el efluente líquido fue retirado del R2 a través de un tubo de inmersión, que permitió que el catalizador y algunos gases producidos en la reacción fueran retirados con el efluente. El líquido efluente del R2 que contenía el catalizador fue transferido a un sistema de filtración del catalizador. El sistema de filtración del catalizador generó un flujo ininterrumpido de filtrado libre de catalizador, como produdo. Se alimentó el sistema de filtración del catalizador con un retrolavado del filtro para lavar el catalizador filtrado y enviarlo nuevamente al R1 de un modo continuo. Se introdujo oxígeno dentro del R1 y del R2 a través de fritas que se ubicaron individualmente próximas a un impulsor agitador (impulsor de turbina de paletas de 5.08 cm en ambos reactores, R1 y R2). Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura en cada reactor. Se introdujo en el reactor una suspensión acuosa de alimentación conteniendo aproximadamente 25% en peso de NPMIDA a una velocidad de alrededor de 50 ml/min. El retrolavado del filtro contenía NPMIDA (aproximadamente 3% en peso), glifosato (aproximadamente 0.1% en peso), formaldehído (aproximadamente 3.000 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (aproximadamente 7.000 p.p.m. en peso). El retrolavado del filtro fue enviado nuevamente al R1 a una velocidad de alrededor de 100 ml/min. El catalizador se preparó por medio de un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 y contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. Se cargó el sistema de reactores con catalizador para proporcionar una concentración inicial de catalizador de aproximadamente 1 % en peso. El sistema de reactores se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 24 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo de líquido a través del sistema fue iniciado poco después. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el cuadro 30 que aparece a continuación. El producto líquido se analizó por HPLC. Los resultados de la oxidación se muestran en el cuadro 31 a continuación. El cuadro 31 proporciona datos que describen la composición de la corriente de entrada al R1 (incluyendo la combinación del retrolavado del filtro del catalizador y la suspensión acuosa de alimentación) y las composiciones de los efluentes líquidos del R1 y del R2.

CUADRO 30 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 28 CUADRO 31 Resultados de oxidación para el Eiemplo 28 ? ? EJEMPLO 29 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Sn/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Sn/C en partículas. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que pueden prevalecer en la primera zona de reacción de un tanque con agitación de un sistema de reactores continuos. El experimento fue llevado a cabo en un sistema de reactores continuos similar al descrito en el Ejemplo 26 exceptuando que se usó un autoclave de 1.000 ml de Hastelloy C. El reactor estaba equipado con un agitador impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.1 cm de diámetro. El nivel de liquido en el reador fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reactor en forma _ continua a través de una irita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de liquido obtenida que se retiró, se mezcló luego en línea con una solución básica capaz.de disolver el glifosato. La corriente de gas obtenido (conteniendo C02 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (alrededor de 7.7% en peso), formaldehído (alrededor de 3.000 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (alrededor de é.100 p.p.m. en peso). El catalizador se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 14 y contenía platino (5% en peso) y estaño (1.0% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. El sistema de reactores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo líquido a través del sistema fue iniciado poco después. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el cuadro 32 que aparece a continuación. En el cuadro 33 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua.

CUADRO 32 Resumen de ias condiciones operativas para el ejemplo 29 CUADRO 33 Resultados de oxidación para el Ejemplo 29 EJEMPLO 30 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Sn/C.

Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Sn/C en partículas, en un sistema de reactores continuos que tiene una única zona de reacción. El experimento fue realizado en un sistema de reactores continuos similar al descrito anteriormente en el ejemplo 27, que incluyó un autoclave Hastelloy C de 500 ml (Autoclave Engineers, Inc., Pittsburgh, PA). El reactor estaba equipado con un agitador impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.8 cm de diámetro. El nivel de líquido en el reactor fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se aumentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reactor en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de gas obtenido (conteniendo CO2 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. El sistema de readores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo líquido a través del sistema fue iniciado poco después. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (aproximadamente 2.9% en peso). El catalizador se preparo con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 14 y contenía platino (5% en peso) y estaño (1.0% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el cuadro 34 que aparece a continuación. El produdo líquido se analizó por HPLC. En el cuadro 35 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua.

CUADRO 34 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 30 CUADRO 35 Resultados de oxidación para el Ejemplo 30 EJEMPLO 31 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Sn/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Sn/C en partículas. El experimento fue diseñado para ilustrar el impacto de la presión y de los flujos de líquido y de gas en la transformación de NPMIDA a glifosato. El experimento fue realizado en un sistema de reactores continuos similar al descrito anteriormente en el ejemplo 30, que incluyó un autoclave Hastelloy C de 500 ml (Autoclave Engineers, Inc.). El reactor estaba equipado con un agitador impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.1 cm de diámetro. El nivel de liquido en el reactor fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una comente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reador en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de gas obtenido (conteniendo CO2 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (alrededor de 3.0% en peso), formaldehído (alrededor de 1.000 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (alrededor de 5.100 p.p.m. en peso). El catalizador se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 14 y contenía platino (5% en peso) y estaño (1.0% en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. El sistema de reactores continuos se inició en un modo similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21 en el que los reactores se iniciaron en modo discontinuo y un flujo liquido a través del sistema fue iniciado poco después. Durante el transcurso de este experimento, la magnitud de flujo de oxigeno fue aumentada y disminuida bruscamente dentro del rango de 75 a 300 sccm. Las condiciones de funcionamiento se resumen en el Cuadro 36 que aparece a continuación. El producto líquido se analizó por HPLC. En el Cuadro 37 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos de la oxidación continua.

CUADRO 36 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 31 CUADRO 37 Resultados de oxidación para el Ejemplo 31 ? K) o ? ro 4b-. ? r n ? O) EJEMPLO 32 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas, en un reactor tipo tanque con agitación. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que pueden prevalecer en una primera zona de reacción de un sistema de reactores continuos de oxidación. El experimento fue llevado a cabo en un sistema de reactores continuos similar al descrito en el Ejemplo 29 exceptuando que se usó un autoclave de 1.000 ml de Hastelloy C. El reactor estaba equipado con un agitador que presentaba un impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.1 cm de diámetro. El nivel de líquido en el reactor fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxigeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una comente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reactor en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La corriente de gas obtenido (conteniendo CO2 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reactor. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (9.9% en peso), glifosato (1.3% en peso), formaldehído (3.600 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (6.200 p.p.m. en peso). El catalizador se preparó por un método similar al descrito en el Ejemplo 17 anterior y comprendió platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) sobre un soporte de carbono en partículas. El sistema de reactores continuo se encendió en una forma similar a la descrita en el Ejemplo 21 anterior en la que el reador se encendió en el modo en lotes con flujo de líquidos a través del sistema iniciado poco tiempo después. Las condiciones de operación se resumieron en el siguiente Cuadro 38. El producto líquido se analizó con HPLC. Los datos analíticos de la oxidación continua se muestran en el siguiente Cuadro 39.

CUADRO 38 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 32 CUADRO 39 Resultados de oxidación para el Ejemplo 32 EJEMPLO 33 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas, en un reador tipo tanque con agitación. El experimento fue diseñado para simular las condiciones que pueden prevalecer en una segunda zona de reacción de un sistema de reactores continuos. El experimento fue llevado a cabo en un sistema de reactores continuos similar al descrito en el Ejemplo 29 exceptuando que se usó un autoclave de 1.000 ml de Hastelloy C. El reactor estaba equipado con un agitador que presentaba un impulsor de turbina radial de seis paletas de 3.1 cm de diámetro. El nivel de liquido en el reactor fue controlado utilizando un indicador de nivel similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 21. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. Durante el funcionamiento, se alimentó continuamente al reactor con una corriente gaseosa de oxígeno y una suspensión acuosa de alimentación que contenía NPMIDA. El oxígeno se introdujo dentro del medio de reacción a través de una frita ubicada próxima al impulsor. Una corriente de líquido conteniendo el glifosato obtenido fue retirada del reactor en forma continua a través de una frita, lo que permitió que todo el catalizador que se había cargado en el reactor permaneciera dentro del medio de reacción. La comente de gas obtenido (conteniendo C02 y oxígeno sin reaccionar) fue venteada en forma continua del espacio superior del reador. La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (1.9% en peso), glifosato (6.7% en peso), formaldehído (2.400 p.p.m. en peso), ácido fórmico (4.600 p.p.m. en peso), NMG (280 ppm en peso), AMPA (400 ppm en peso) y MAMPA (200 ppm en peso). El catalizador se preparó mediante un método similar al descrito en el Ejemplo 17 anterior y comprendió platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) en un soporte de carbono en partículas, -el sistema de reactores continuo se encendió en una forma similar a la descrita en el Ejemplo 21 anterior en que el reactor se encendió en el modo en lotes antes de iniciar el flujo de líquidos a través del sistema, el cual comenzó poco tiempo después. Las condiciones de operación se resumieron en el siguiente Cuadro 40. El producto líquido fue analizado por HPLC y los datos analíticos de la oxidación continua se muestran en el Cuadro 41.

CUADRO 40 Resumen de las condiciones operativas para el ejemplo 33 CUADRO 41 Resultados de oxidación para el Ejemplo 33 EJEMPLO 34 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas, en un reador de lecho fijo. El experimento fue diseñado para simular una pequeña sección inicial de un reactor de lecho fijo con las corrientes de alimentación de gas y líquido ingresando simultáneamente y en la misma dirección. El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos que incluyó un reactor tubular vertical de acero inoxidable, con un diámetro interno de 2.2 cm, una longitud de 61.5 cm, y un volumen de 215 mi. v Las alimentaciones gaseosa y liquida ingresaron al reactor tubular por su parte superior y fluyeron hacia abajo a través del reactor. El reactor se llenó con una mezcla de catalizador (50 g) y anillos de vidrio Raschig (6 mm). El catalizador contenía 2% en peso de platino y 0.2% en peso de hierro sobre soportes de granulos de carbono de 1/8 pulgadas. El reador se calentó hasta aproximadamente 90°C con una alimentación de agua caliente a una presión de aproximadamente 7.03 kg/cm2 con nitrógeno. Luego de que el reador alcanzara la temperatura de 90°C, se detuvo el flujo de agua y nitrógeno y se inició la alimentación de líquido y oxígeno.

El líquido de alimentación se introdujo a la parte superior del reactor a 90°C conteniendo una suspensión acuosa de alimentación con NPMIDA (3,00% en peso) y ácido fórmico (0.54% en peso). Se alimentó oxígeno por la parte superior del reador manteniendo la presión del mismo a 7.03 kg/cm2. Las velocidades de alimentación del oxígeno y del líquido fueron variadas en una serie de cuatro experimentos como se indica en el Cuadro 42 a continuación. En cada experimento, se permitió que el sistema se equilibrara durante por lo menos media hora antes de que se recuperaran muestras en la salida de la columna y se analizaran para ácido fórmico y gllfosato.

CUADRO 42 Análisis de efluente bajo diferentes condiciones de operación para el Ejemplo 34 EJEMPLO 35 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie con rec?clado de catalizador y recirculación en el cristalizador Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador heterogéneo en partículas en suspensión, en un sistema de reactores continuos que comprende dos reactores tipo tanque con agitación, dispuestos en serie. El sistema de reactores fue similar al que se muestra en la Figura 30. Los dos reactores tipo tanque con agitación (R1 y R2) son como los descritos en el Ejemplo 24 excepto que la configuración del impulsor del R2 no fue operada en un modo DISPERSAMAX. El catalizador se filtró continuamente desde el efluente de la mezcla de reacción retirado del R2 utilizando un sistema de filtración de retroimpulso conteniendo cuerpos de filtración paralelos, y el catalizador separado fue recirculado al R1. La N-(fosfonometll)glicina cristalina producto fue recuperada del filtrado en un cristalizador (30 L) y el licor madre del cristalizador fue recirculado al R1. El catalizador heterogéneo en partículas se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 conteniendo platino (5% en peso) y hierro (0.5 % en peso) sobre un soporte de partículas de carbono. En este ejemplo, el catalizador heterogéneo en partículas fue transferido del R1 al R2 con el efluente del R1 que incluía algunos gases arrastrados. El catalizador salló del R2 con el efluente del reactor, fue separado en el sistema de filtración por retroimpulso y recirculado al R1. El sistema de filtración del catalizador por retroimpulso también actuó como un separador de gas y líquido para el efluente del R2. El filtrado del sistema de filtración del catalizador por retroimpulso se envió a un cristalizador para recuperar la N-(fosfonometiI)glicina cristalina. El licor madre resultante del cristalizador se utilizó para retroimpulsar al catalizador a través de los cuerpos filtrantes y fue recirculado introducida al R1 , inicialmente al 4.3% en peso y mas tarde Incrementada al 5.2% en peso. Se agregó óxido de bismuto durante toda la corrida para aumentar la velocidad de destrucción del ácido fórmico. Se agregó óxido de bismuto en forma discontinua al R1 (-5 mg por vez que se adicionó) y también en forma continua agregándolo a la alimentación en suspensión de NPMIDA (4-25 mg por 20 kg de suspensión de NPMIDA). La frecuencia y la cantidad de óxido de bismuto agregado a la suspensión de alimentación se detallan en el Cuadro 44. La suspensión de alimentación acuosa introducida al R1 (incluyendo el componente del licor madre del cristalizador recirculado con el catalizador), el efluente del reactor R1 y el efluente del reactor R2 fueron analizados por HPLC. En el Cuadro 45 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos por HPLC.

CUADRO 43 Condiciones operativas para el sistema de reactores continuos de oxidación para el ejemplo 35 1. La carga de catalizador inicial fue de 0.8 % en peso. Durante la corrida la carga de catalizador se incrementó a 1.0 % en peso en 69 horas, 1.2 % en peso en 199 horas y 1.4 % en peso en 143 horas. 2. Un impulsor de bombeo hacia abajo se instaló en la flecha del agitador aproximadamente hacia la mitad superior de la columna de líquidos. 3. Se usó un licor madre cristalizador (RML) para impulsar hacia atrás los filtros del catalizador y devolver el catalizador filtrado nuevamente a R1 con RML.

CUADRO 44 Frecuencia y cantidad de óxido de bismuto agregado al sistema reactor CUADRO 45 Resultados analíticos para el Eiemplo 35 co co co ? O ? J5- ? 4*.

EJEMPLO 36 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en dos reactores fipo tanque con agitación dispuestos en serie con reciclado de catalizador v recirculación en el cristalizador Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a N-(fosfonometil)glicina en un sistema de reactores continuos que comprende dos reactores tipo tanque con agitación dispuestos en serie utilizando un catalizador heterogéneo en partículas en suspensión. El sistema de reactores es similar al que se muestra en la Figura 31. Los dos reactores tipo tanque con agitación (R1 y R2) son como los descritos anteriormente en el Ejemplo 35. El catalizador se filtró continuamente desde el efluente de la mezcla de reacción retirado del R2 utilizando un sistema de filtración de retroimpulso conteniendo cuerpos de filtración paralelos, y el catalizador separado fue recirculado al R1. La N-(fosfonometil)glicina cristalina producto fue recuperada del filtrado en un cristalizador (30 L) y el licor madre del cristalizador fue recirculado al R1. Además, una porción del licor madre del cristalizador se agregó al efluente del R2 como una corriente de dilución efluente (75 - 100 ml/min.) para reducir la concentración de giifosato en el efluente del R2 introducido en el sistema de filtración por retroimpulso disminuyendo así los problemas potenciales de cristalización. Además, el sistema de reacción también contenía un tanque de reposo del catalizador (un autoclave de 500 ml Hastelloy C con un impulsor de bombeo hacia arriba)3 que recogía al catalizador separado, antes de su reintroducción al R1. El tanque de reposo del catalizador fue operado sin control de nivel y se permitió que la suspensión del catalizador saliera por la parte superior del recipiente. El catalizador heterogéneo en partículas se preparó con un método similar al descrito anteriormente en el Ejemplo 17 conteniendo platino (5% en peso) y hierro (0.5 % en peso) sobre un soporte de carbono en partículas. En este ejemplo, el catalizador heterogéneo en partículas se transfirió de R1 a R2 con el efluente del reactor, se separó en el filtro de retropulsos, se envió al tanque de reposo del catalizador y se recicló de nuevo a R1. El filtro del catalizador de retropulsos también aduó como un separador de gases líquido para el efluente de R2. El filtrado del filtro de catalizador de retropulsos se envió a un cristalizador para recuperar el produdo de N-(fsofonometil)glicina crisatiino. El licor madre resultante del cristalizador se usó para retroimpulsar los cuerpos del filtro del catalizador, como un diluyente para el efluente desde R2 pasando a los cuerpos del filtro del catalizador, y recíclado al R1 con el catalizador separado. Las condiciones operativas para el R1 y el R2 se resumen en el Cuadro 46. El R1 y el R2 se cargaron inicialmente como se muestra en el Cuadro 46 y el oxígeno se introdujo junto con la corriente de alimentación de NPMIDA. La corriente de alimentación de NPMIDA consistía de una suspensión acuosa de alimentación conteniendo entre alrededor de 20% y alrededor de 20.5% de NPMIDA y licor madre recirculado desde los filtros del catalizador para proporcionar una alimentación combinada eficaz al R1. Dicha alimentación combinada fue introducida al R1 , inicialmente al 7% en peso y más tarde incrementada al 7.7% en peso. Se agregó óxido de bismuto durante toda la corrida para aumentar la velocidad de destrucción del ácido fórmico. Se agregó óxido de bismuto a la suspensión de alimentación de NPMIDA (3 -12 mg por 20 kg de suspensión de NPMIDA, en forma continua. La frecuencia y la cantidad de óxido de bismuto agregado a la suspensión de alimentación se detallan en el Cuadro 47. La suspensión de alimentación acuosa introducida al R1 (incluyendo el componente del licor madre del cristalizador recirculado con el catalizador), el efluente del reactor R1 y el efluente del reactor R2 fueron analizados por HPLC. En el cuadro 48 a continuación se muestran los datos analíticos obtenidos por HPLC.

CUADRO 46 Condiciones de operación para el Ejemplo 36 1. La carga inicial del catalizador fue 1.6 % en peso. Durante la corrida la carga del catalizador se incrementó en 17% en peso en 344 horas, 1.8% en peso en 354 horas, 1.9% en peso en 356 horas, 2.0 % en peso en 359 horas, 2.1 % en peso en 363 horas y 2.2 % en peso en 366 horas. 2. Se instaló un impulsor de bombeo hacia abajo en el eje del agitador aproximadamente en la mitad de la columna de líquido. 3. Se usó un licor madre cristalizador (RML) para impulsar hacia atrás los filtros del catalizador y devolver el catalizador filtrado nuevamente a R1 con RML.

CUADRO 47 Frecuencia y cantidad de óxido de bismuto agregado a la suspensión alimentación de NPMIDA ? 4^ 00 ? 4>. co co Ol o ? ? Ül EJEMPLO 37 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en un reactor de lecho fijo utilizando un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo muestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de in catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas, en un reactor de lecho fijo. El experimento fue diseñado para simular una pequeña sección de un reador de lecho fijo con las corrientes de alimentación de gas y líquido ingresando simultáneamente y en la misma dirección. El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos que incluyó un reactor tubular vertical de acero inoxidable, con un diámetro interno de 1.56 cm, una longitud de 60.5 cm, y un volumen de 116 ml. Las comentes de alimentación gaseosa y líquida ingresaron al reactor tubular en su parte superior y fluyeron hacia abajo a través del mismo. El reactor contenía un catalizador de Pt/Fe/C (42.3 g) conteniendo platino (2% en peso) y hierro (2% en peso) sobre soporte de carbono extruído de 1.2 mm de diámetro con una longitud en un rango de alrededor de 1 mm a alrededor de 9 mm. El reactor se calentó hasta 90°C con una alimentación de agua caliente a una presión de 10.5 kg/cm2 con nitrógeno. Luego de que el reactor alcanzara la temperatura de 90°C, se detuvo el flujo de agua y nitrógeno y se inició la alimentación de líquido y oxígeno. EJ líquido de alimentación (50 ml/min.) consistía de una suspensión acuosa de alimentación conteniendo NPMIDA (1.92% en peso), glifosato (1.89% en peso), ácido fórmico (0.26% en peso) y formaldehído (0.15% en peso). Se introdujo oxígeno (200 sccm) a la parte superior del reactor manteniendo la presión a 10.5 kg/cm2. Después de diez días de funcionamiento continuo, un análisis del producto del reactor mostró la siguiente composición: 0.15% de formaldehído, 0.26% de ácido fórmico y 2.53% de glifosato.

EJEMPLO 38 Oxidación continua de NPMIDA a glifosato en un reactor de lecho fijo usando un catalizador de Pt/Fe/C Este ejemplo demuestra la oxidación continua de NPMIDA a glifosato en presencia de un catalizador en partículas heterogéneo de Pt/Fe/C en un reactor de lecho fijo con flujo ascendente concurrente de reactivos de gases y líquidos. El experimento se realizó en un sistema de readores de oxidación continua comprendiendo un reactor tubular de acero inoxidable vertical como se describió en el Ejemplo 37, excepto que los reactivos fluían a través de la zona de reacción. El reactor contenía un catalizador de Pt/Fe/C (42.3 g) conteniendo platino (2% en peso) y hierro (2% en peso) sobre soporte de carbono extruído de 1.2 mm de diámetro con una longitud en un rango de alrededor de 1 mm a alrededor de 9 mm. El reactor se calentó hasta 90°C con una alimentación de agua caliente a una presión de 10.5 kg/cm2 con nitrógeno. Luego de que el reactor alcanzara la temperatura de 90°C, se detuvo el flujo de agua y nitrógeno y se inició la alimentación de líquido y oxígeno. El líquido de alimentación (50 ml/min) consistía de una suspensión acuosa de alimentación conteniendo NPMIDA (1.80% en peso), glifosato (2.19% en peso), ácido fórmico (0.26% en peso) y formaldehído (0.14% en peso) y fue introducida por la parte inferior del reactor a 90°C. Se introdujo oxígeno (200 sccm) a la parte inferior del reador manteniendo la presión a 10.5 kg/cm2. Después de diecinueve horas de funcionamiento continuo, un análisis del producto del reactor mostró la siguiente composición: 0.13% de formaldehído, 0.16% de ácido fórmico y 2.42% de glifosato.

EJEMPLO 39 Oxidación continua de la sal NPMIDA de potasio a sal glifosato de potasio en un reactor de lecho fijo utilizando un catalizador de Pt/Fe/C con un flujo ascendente y simultáneo de los reactivos líquidos y gaseosos Este ejemplo muestra la oxidación continua de sal NPMIDA de potasio a sal glifosato de potasio en presencia de un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/C en partículas, dentro de un reactor de lecho fijo con un flujo ascendente y simultáneo de reactivos líquidos y gaseosos.

El experimento se llevó a cabo en un sistema de reactores continuos de oxidación que incluía un reactor tubular vertical de acero inoxidable como se describió en el Ejemplo 37, excepto que los reactivos fluían a través de la zona de reacción. El reactor contenía un catalizador de Pt/Fe/C (42.3 g) conteniendo platino (2% en peso) y hierro (2% en peso) sobre soporte de carbono extruído de 1.2 mm de diámetro con una longitud en un rango de alrededor de 1 mm a alrededor de 9 mm. El reactor se calentó hasta 90°C con una alimentación de agua caliente a una presión de 10.5 kg/cm2 con nitrógeno. Luego de que el reactor alcanzara la temperatura de 90°C, se detuvo el flujo de agua y nitrógeno y se inició la alimentación de líquido y oxígeno. El líquido de alimentación (50 ml/min) consistía de una suspensión acuosa de alimentación conteniendo NPMIDA (1.80% en peso), glifosato (2.19% en peso), ácido fórmico (0.26% en peso) y formaldehído (0.14% en peso) y fue introducida por la parte inferior del reactor a 90°C. Se introdujo oxígeno (200 sccm) a la parte inferior del reactor manteniendo la presión a 10.5 kg/cm2. Después de diecinueve horas de funcionamiento continuo, un análisis del producto del reactor mostró la siguiente composición: 0.13% de formaldehído, 0.16% de ácido fórmico y 2.42% de glifosato.

EJEMPLO 40 Comparación del catalizador de Pt/Fe contra una mezcla de catalizadores de Pt Fe y de Pt Fe/Te Este ejemplo compara la conversión de NPMIDA a glifosato en un sistema de reactores continuos de oxidación utilizando un catalizador heterogéneo de Pt/Fe en partículas contra la conversión de NPMIDA a glifosato en un sistema de reactores continuos de oxidación utilizando una combinación de catalizadores heterogéneos de Pt/Fe y Pt/Fe/Te en partículas. Las reacciones fueron realizadas en un sistema de reactores continuos utilizando un autoclave Hastelloy C de 2 litros (Autoclave Engineers, Inc., Pittsburgh, PA). El reactor estaba equipado con un agitador' que presentaba un impulsor de turbina de seis paletas de 3.1 cm de diámetro, que era operado a 1.600 RPM. El nivel de liquido en el reactor fue controlado utilizando ún Drexelbrook Universal lll™ Smart Level™, con un elemento sensor recubierto con teflón. Se utilizó un serpentín de enfriamiento interno para controlar la temperatura dentro del reactor durante el transcurso de la reacción. En el primer experimento, el reactor fue cargado con un catalizador heterogéneo de Pt/Fe en partículas (2,18 g) y una suspensión acuosa de alimentación (1.448 g). El catalizador comprendió platino (5% en peso) y hierro (0.5 % en peso), glifosato (1.5% en peso), formaldehído (1200 ppm en peso), y ácido fórmico (2500 ppm en peso). La alimentación de suspensión también contuvo NaCI (580 ppm en peso) para imitar ia impureza de NaCl. El reactor se presurizó a 7.03 kg/cm2 con nitrógeno y se calentó a 100°C. Una vez que está a dicha temperatura, se alimentó un flujo continuo de oxígeno gaseoso al reactor sin nada de flujo líquido a través del sistema. Después de 9 minutos, la alimentación continua de suspensión a una velocidad de 70.4 g/min y se continuó el flujo de oxígeno como se describe en el Cuadro 49 a continuación. Una corriente líquida de producto conteniendo el glifosato obtenido se retiró continuamente del reactor y se analizó por HPLC. Los resultados de la oxidación también se detallan en el Cuadro 49. En el segundo experimento, el reactor fue cargado con un catalizador heterogéneo de Pt/Fe en partículas (1.09 g), un catalizador heterogéneo de Pt/Fe/Te en partículas (1.09 g) y una suspensión acuosa de alimentación (1.455 g). El catalizador de Pt/Fe contenía platino (5% en peso) y hierro (0.5% en peso) y el catalizador de Pt/Fe/Te contenía platino (5% en peso), hierro (0.5% en peso) y telurio (0.2% en peso). La suspensión acuosa de alimentación contenía NPMIDA (3.5% en peso), glifosato (1.5% en peso), formaldehído (1.200 p.p.m. en peso) y ácido fórmico (2.500 p.p.m. en peso). La suspensión de alimentación también contenía NaCI (580 p.p.m. en peso) para simular las impurezas del NaCl. Se presurizó el reactor a 7.03 kg/cm2 con nitrógeno y se calentó a 100°C. Una vez alcanzada la temperatura, se introdujo un flujo continuo de oxígeno gaseoso al reactor sin ningún flujo líquido a través del sistema. Luego de 19 minutos, se inició la alimentación continua de la suspensión a una velocidad de 70.4 g/min. y se continuó el flujo de oxígeno como se describe en el Cuadro 50 a continuación. Una corriente líquida de producto conteniendo el glifosato obtenido se retiró continuamente del reactor y se analizó por HPLC. Los resultados de la oxidación para el segundo experimento también están presentados en el Cuadro 50.

CUADRO 49 Resultados de oxidación para catalizador de Pt/Fe (Experimento 1) o o CUADRO 50 Resultados de oxidación para catalizadores de Pt Fe v Pt/Fe/Te (Experimento 2) ? La presente invención no esta limitada a las materializaciones mencionadas anteriormente y puede ser modificada en forma diversa. La descripción anterior de las materializaciones de elección, incluyendo los Ejemplos, tiene el único propósito de familiarizar a otros expertos en el área con la invención, sus principios y sus aplicaciones prácticas para que otros expertos en el área puedan adaptar y aplicar la invención en sus muchas y variadas formas, como sea más adecuado para los requerimientos de un uso en particular. Con respecto al uso de la(s) palabra(s) comprende o contiene o consiste, comprendiendo o conteniendo o consistiendo, comprendido o contenido en esta especificación, en su totalidad, (incluyendo las afirmaciones que aparecen a continuación), los Solicitantes destacan que excepto en los casos en los que el contexto exija lo contrario, esas palabras fueron usadas sobre la base y el entendido de que deberán ser interpretadas de forma inclusiva más que exclusivamente (es decir la invención abarca la totalidad de lo mencionado) y que los Solicitantes usan estas palabras con la intención de que sean interpretadas de ese modo en el análisis de toda esta especificación.

Claims (1)

1. NOVEDAD DE LA INVENCIÓN REIVINDICACIONES 1. Un procedimiento para elaborar un producto N- (fosfonometil)glic¡na, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que comprende un substrato ácido N-(fosfonometíl)iminodiacético dentro de un sistema reactivo de oxidación; la oxidación de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en presencia de un catalizador de oxidación para producir una solución de producto de reacción que comprende un producto N-(fosfonometil)glicina; la división de la solución del producto de reacción en fracciones múltiples que comprende una fracción primaria y una secundaria; la precipitación de los cristales del producto N-(fosfonometil)gllcina de la fracción primaria para producir una solución lechosa primaria del producto que comprende los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)glicina y un licor madre primario; y la precipitación de los cristales del producto N-(fosfonometil)glicina de una mezcla de alimentación de cristalización secundaria acuosa que comprende el producto N- (fosfonometil)glicina contenido en dicha fracción secundaria para producir una solución lechosa secundaria del producto que comprende los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)gIicina y un licor madre secundario. 2. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado además porque la fracción primaria es enfriada para precipitar los cristales del producto N-(fosfonomet¡l)glicina de la fracción primaria y el agua es evaporada de la mezcla de alimentación de cristalización secundaria acuosa hacia los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de alimentación de cristalización secundaria acuosa. 3. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 2, caracterizado además porque la fracción primaria es enfriada a medida que el agua es evaporada de la fracción primaria mediante la reducción de la presión. 4. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 3, caracterizado además porque el agua es evaporada de la fracción primaria bajo condiciones sustanclalmente adiabáticas. 5. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado además porque la evaporación enfría la fracción primaria a una temperatura de aproximadamente 45°C a aproximadamente 80°C. 6. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado además porque se evapora de aproximadamente el 5% a aproximadamente el 30% por peso de la fracción primaria. 7. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caraderizado además porque comprende la decantación del licor madre primario de los cristales precipitados del producto N- (fosfonometil) glicina en la solución lechosa primaria del producto. 8. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado además porque comprende el reclclado del licor madre primario decantado de los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)-glicina en la solución lechosa primaria del producto al sistema reactivo de oxidación para usar como fuente del agua de procedimiento. 9. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 8, caraderizado además porque todo el licor madre primario decantado de los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)glicina, en la solución lechosa primaria del produdo, es sustanclalmente reciclado al sistema reactivo de oxidación. 10. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado además porque el catalizador de oxidación comprende un catalizador heterogéneo que incluye un metal noble depositado sobre un soporte de carbono. 11. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado además porque el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es oxidado en un medio de reacción líquido en contado con el catalizador de oxidación y la concentración de iones cloruro en el medio de reacción líquido es mantenido a no más de aproximadamente 500 ppm por peso. 12. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 11 , caraderizado además porque la concentración de ion cloruro en el medio de reacción líquido es mantenida a no más de 300 ppm por peso. 13. El procedimiento de conformidad con ia reivindicación 12, caracterizado además porque la concentración de ion cloruro en el medio de reacción líquido es mantenida a no más de 100 ppm por peso. 14. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 11 , caracterizado además porque se utiliza una fuente del substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético para preparar el flujo de alimentación acuoso introducido en el sistema readivo y la concentración del ion cloruro en la fuente de substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético) es inferior a aproximadamente 5000 ppm por peso sobre una base seca. 15. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 14, caraderizado además porque la concentración de ion cloruro en la fuente del substrato ácido N-(fosfonomet¡I)lminodiacét¡co es inferior a aproximadamente 3000 ppm por peso sobre una base seca. 16. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 15, caracterizado además porque la concentración de ion cloruro en la fuente del substrato ácido N-(fosfonometil)im¡nodiacético es inferior a aproximadamente 2000 ppm por peso sobre una base seca. 17. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado además porque la concentración de ion cloruro en la fuente del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es inferior a aproximadamente 1000 ppm por peso sobre una base seca. 18. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caraderizado además porque comprende además la purga del licor madre secundario para remover ios subproductos e impurezas del procedimiento. 19. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado además porque todos el licor madre secundario es sustancialmente purgado del procedimiento. 20. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado además porque la fracción primaria es desde aproximadamente 30% a aproximadamente 85% de la solución del producto de reacción. 21. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado además porque la fracción primaria es desde aproximadamente 50% a aproximadamente 80% de la solución del produdo de reacción 22. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 21 , caracterizado además porque la fracción primaria es desde aproximadamente 65% a aproximadamente 75% de la solución del producto de reacción. 23. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado además porque el sistema reactivo comprende una primera y una segunda zona de reacción de oxidación en serie; el flujo de alimentación acuoso es introducido dentro de la primer zona de reacción de oxidación; el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es continuamente oxidado en la primera zona de reacción de oxidación para producir una mezcla de reacción intermedia que comprende un producto N-(fosfonometil)glicina y un substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético; un flujo de alimentación acuoso intermedio es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación, y comprende el producto N-(fosfonometil)glicina obtenido en la mezcla de reacción intermedia y el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético; el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es continuamente oxidado en la segunda zona de reacción de oxidación para producir la solución del producto de reacción que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina; y ia solución del produdo de reacción es dividida en fracciones múltiples que comprenden las fracciones primarias y secundarias. 24. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 23, caracterizado además porque el catalizador de oxidación está en contacto con un medio de reacción líquido en cada una de las zonas de reacción de oxidación. 25. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 24, caracterizado además porque el catalizador de oxidación comprende un catalizador heterogéneo de partículas. 26. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 25, caracterizado además porque el catalizador heterogéneo de partículas comprende un metal noble depositado sobre un soporte de partículas de carbono. 27. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado además porque el enfriado por evaporación de dicha fracción primaria comprende: la introducción de una mezcla de alimentación de evaporación acuosa dentro de una zona de evaporación, esta mezcla de alimentación acuosa comprende la fracción primaria; la evaporación del agua de la mezcla de alimentación de evaporación acuosa en dicha zona de evaporación en presencia del producto de partícula sólida N-(fosfonometiI)gllc¡na, produciendo en consecuencia una fase de vapor que comprende vapor de agua, producto de precipitación N-(fosfonometil)glicina proveniente de la fase líquida acuosa, y produciendo un producto de evaporación que comprende los sólidos del producto N-(fosfonometil) glicina y un licor madre primario que está sustancialmente saturado o sobre saturado en el producto N-(fosfonometil)glicina; y el mantenimiento de una proporción de los sólidos del producto de partículas N-(fosfonometil)glicina al licor madre primario en dicha zona de evaporación la que excede la proporción de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina producidos progresivamente por los efedos de la evaporación al licor madre incrementado en consecuencia. 28. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado además porque dicho producto de evaporación se divide para proporcionar una fracción de los sólidos del producto N- (fosfonometil)glicina que se encuentra relativamente reducida en licor madre y una fracción de licor madre primario relativamente reducida en sólidos del producto N-(fosfonometil)-glicina. 29. El procedimiento de conformidad con ia reivindicación 28, caracterizado además porque el mantenimiento de dicha proporción de sólidos de partículas del produdo N-(fosfonometil)glicina al licor madre en esa zona de evaporación comprende devolver los sólidos obtenidos en dicha fracción de sólidos a esa zona de evaporación o retener los sólidos obtenidos en dicha fracción sólida dentro de esa zona. 30. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 29 caracterizado porque comprende: la introducción de una mezcla de alimentación de evaporación que incluye esa fracción primaria dentro de una zona de separación vapor/líquido de esa zona de evaporación, caracterizado además porque la presión está por debajo de la presión de vapor de dicha mezcla, permitiendo por lo tanto que el agua pase rápidamente por la mezcla de alimentación de la evaporación, produciendo una fase de vapor que comprende vapor de agua, y precipitando el produdo N-(fosfonometil)glicina de la fase líquida para producir un primer flujo de solución lechosa que comprende un producto de partículas N-(fosfonometil)glicina en un licor madre saturado o sobre saturado; la separación de dicha fase de vapor, del primer flujo de solución lechosa; la introducción de ese primer flujo de solución lechosa dentro de una zona de retención en la cual un líquido sobrenadante que comprende una fracción de ese licor madre es separado de un segundo flujo de solución lechosa que comprende el produdo precipitado N-(fosfonometil)glicina y el licor madre, teniendo dicha zona de retención una entrada para esa . primera solución lechosa, una salida del líquido de decantación para ese líquido sobrenadante ubicada por encima de la mencionada entrada, y una salida para esa segunda solución lechosa ubicada por encima de dicha entrada pero por de debajo de la salida del líquido de decantación; el mantenimiento de las proporciones relativas a las que la primer solución lechosa se introduce dentro de esa zona de retención, la segunda solución lechosa es extraída a través de la salida de la segunda solución lechosa y el líquido sobrenadante es extraído a través de la salida de líquido de decantación de manera que la velocidad del flujo ascendente en un área inferior de dicha zona de retención por debajo de la salida de la segunda solución lechosa es suficiente para mantener el producto precipitado N-(fosfonometil)glicina en suspensión en la fase líquida mientras que la velocidad del flujo ascendente en un área superior de dicha zona de retención por encima de la salida de la segunda solución lechosa es inferior a la velocidad de sedimentación de por lo menos 80% por peso de las partículas del producto N-(fosfonometil)g licina en dicha área inferior. 31. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 30, caracterizado además porque por lo menos una parte de ese segundo flujo de solución lechosa es recirculada a la zona de separación vapor/líquido. 32. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 31 , caracterizado además porque por lo menos una parte de ese segundo flujo de solución lechosa junto con la solución acuosa inicial comprenden la mezcla de evaporación de alimentación introducida dentro de la zona de separación vapor/liquido. 33. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 32, caracterizado además porque un tercer flujo de solución lechosa es removido del área inferior de dicha zona. 34. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 33, caracterizado además porque las proporciones relativas del flujo de la fracción primaria a la zona de separación vapor/líquido, la recirculación de todo o parte del segundo flujo de solución lechosa a la zona de separación vapor/líquido, la remoción del líquido sobrenadante de la salida del liquido de decantación, la remoción del tercer flujo de solución lechosa del área interior de la zona de retención, y el retomo a la zona de evaporación de cualquier líquido o sólidos que lleven flujos de cualquier separación sólidos/líquido a los que la tercer solución lechosa pueda estar sujeta, son insuficientes para establecer una relación de los sólidos del producto N-(fosfonometil) glicina al licor madre en el área inferior de la mencionada zona que es superior a la proporción del producto sólido precipitado N-(fosfonometil)glicina producida progresivamente por los efectos de la evaporación de dicha fracción primaria al licor madre producida progresivamente en consecuencia con ello. 35. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 34, caracterizado además porque los caudales relativos de dichos flujos están controlados de manera que la concentración de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina en esa área inferior de la mencionada zona es por lo menos aproximadamente dos veces la concentración de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina en la mezcla de dichos sólidos y el licor madre que se obtiene o se obtendría por fusión de esa fracción primaria en la zona vapor/líquido en ausencia del segundo flujo de solución lechosa recirculado. 36. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 35, caraderizado además porque los sólidos son removidos de la tercera solución lechosa para producir una fracción de líquido reciclado que es reclrculado a la zona de separación vapor/líquido, caracterizado además porque la mezcla de alimentación de evaporación comprende además esa fracción de líquido reciclado. 37. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 36, caracterizado además porque tanto la fracción primaria como la fracción de h'qm.do reciclado se mezclan con el flujo secundario de solución lechosa antes de introducirlas dentro de la zona de separación vapor/líquido. 38. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 37, caracterizado además porque la fracción secundaria es introducida en un sistema reactivo secundario que comprende una zona de reacción de oxidación terciaria, siendo el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético, contenido en dicha fracción secundaria convertido en producto N-(fosfonometil) glicina en esa zona de reacción de oxidación terciaria para producir una mezcla de reacción de oxidación terciaria, dicha mezcla de alimentación de cristalización secundaria comprende el producto N-(fosfonometil)glicina contenido en esa mezcla de reacción de oxidación terciaria. 39. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 37, caracterizado además porque los caudales relativos de todos los flujos mencionados, incluida la fracción de líquido reciclado, son controlados de manera que el contenido de sólidos de la solución lechosa del área inferior de dicha zona es de por lo menos aproximadamente el 12% por peso. 40. El procedimiento de conformidad con ia reivindicación 39, caracterizado además porque comprende la decantación del licor madre primario, de los cristales precipitados del produdo N-(fosfonometil)glicina en la primera solución lechosa del producto. 41. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 39 caracterizado además porque comprende también el reciclado del licor madre primario a dicho sistema reactivo de oxidación para usar como una fuente de agua. 42. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 39 caracterizado además porque comprende también la purga del licor madre secundario mediante la remoción de los subprodudos e impurezas provenientes del procedimiento. 43. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 39, caracterizado además porque dicho sistema readivo de oxidación comprende una serie de por lo menos dos zonas de reacción continuas, y comprende además: la separación del catalizador de oxidación, de la mezcla de reacción final o de la mezcla de reacción intermedia; y el reciclado continuo de los catalizadores separados de oxidación o por lo menos uno de la primera y segunda zona de reacción de oxidación. 44. Un procedimiento para elaborar un producto N-(fosfonometil)glicina, comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuosa que comprende un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de un sistema reactivo de oxidación; la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el sistema reactivo de oxidación en presencia de un catalizador de oxidación para producir una solución del producto de reacción que contiene un producto N-(fosfonometiI)glicina; la precipitación de cristales del produdo N-(fosfonometiI)glicina, de la solución del producto de reacción para producir una solución lechosa primaria del produdo que comprende cristales precipitados del producto N-(fosfonometii)glicina y un licor madre primario; y la evaporación del agua del licor madre primario, precipitando en consecuencia cristales adicionales del producto N-(fosfonometil)glicina y produciendo un licor madre secundario. 45. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 44, caracterizado además porque la solución del producto de reacción es enfriada para precipitar los cristales del producto N-(fosfonometil)gIicina, de la solución del producto de reacción. 46. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 45, caracterizado además porque la solución del producto de reacción es enfriada a medida que el agua es evaporada de la solución del producto de reacción mediante la reducción de la presión. 47. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 46, caracterizado además porque el agua es evaporada de la solución del produdo de reacción bajo condiciones sustancialmente adiabáticas. 48. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 47, caracterizado además porque la evaporación enfría la solución del producto de reacción a una temperatura desde aproximadamente 45°C a aproximadamente 80°C. 49. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 47, caracterizado además porque es evaporado desde aproximadamente el 5% a aproximadamente el 30% por peso de la solución del producto de reacción. 50. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 47, caracterizado además porque el procedimiento comprende además la purga del licor madre secundario para remover los subproductos e Impurezas provenientes del procedimiento. 51. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 50, caracterizado además porque todo el licor madre secundario es sustancialmente purgado del procedimiento. 52. Un procedimiento para obtener un producto N- (fosfonometil)giicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que comprende un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de un sistema readivo de oxidación primaria que incluye una o más zonas de reacción de oxidación; la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el sistema reactivo de oxidación primario para producir una solución de producto reactivo que comprende el produdo N-(fosfonometíl)glicina y el substrato ácido sin reaccionar N-(fo sfonometil)iminodiacético; la división de la solución de producto de reacción en fracciones múltiples que comprenden una fracción primaria y una fracción de alimentación secundaria del reactivo de oxidación; la precipitación de los cristales del producto N-(fosfonometiI)glicina de la fracción primaria para producir una solución lechosa primaria del producto que comprende los cristales precipitados del producto N-(fosfonometil)glicina y un licor madre primario; la introducción de la fracción de alimentación secundaria del reactivo de oxidación dentro de un sistema reactivo de oxidación secundario que comprende una o más zonas de reacción de oxidación; la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el sistema reactivo de oxidación secundario para producir un efluente reactivo de oxidación secundario que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina; y la precipitación de los cristales del producto N-(fosfonometil)glicina del efluente reactivo de oxidación secundario para producir una solución lechosa secundaria del producto que comprende los cristales precipitados del producto N-(fosfonometii)gllcina y un licor madre secundario. 53. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque la fracción primaria es enfriada para precipitar los cristales del producto N-(fosfonometil}g licina de la fracción primaria y el agua es evaporada del efluente del reactivo de oxidación secundario para precipitar los cristales del producto N-(fosfonometil)gl¡cina del efluente del reactivo de oxidación secundario. 54. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 53, caracterizado además porque la fracción primaria es enfriada a medida que el agua es evaporada de la fracción primaria mediante la reducción de la presión. 55. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 54, caracterizado además porque el agua es evaporada de la fracción primaria bajo condiciones sustancialmente adiabáticas. 56. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque el sistema reactivo primario comprende zonas de reacción de oxidación múltiples en serie. 57. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 56, caracterizado además porque la solución del producto de reacción es dividida luego de la última zona de reacción de oxidación en la serie. 58. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 56, caracterizado además porque la solución del produdo de reacción es dividida antes de la última zona de reacción de oxidación en la serie y la fracción primaria pasa a través de por lo menos una zona más de reacción de oxidación en el sistema reactivo primario antes de precipitar los cristales del producto N-(fosfonometil)glicina de la fracción primaria. 59. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caraderizado además porque el sistema reactivo primario comprende una zona de reacción de oxidación única. 60. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque el sistema reactivo de oxidación secundario comprende un reactivo del tanque de agitación. 61. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque el sistema reactivo de oxidación secundario comprende un reactivo de precipitación fijo. 62. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 61 , caracterizado además porque el reactivo de precipitación fijo es operado con flujos paralelos de gas y líquido a través de la zona de reacción de oxidación. 63. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 61, caracterizado además porque el reactivo de precipitación fijo es operado adiabáticamente. 64. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 52, caracterizado además porque la fracción de oxidación de alimentación secundaria es enfriada antes de introducirlo en el sistema reactivo de oxidación secundario. 65. Un procedimiento para preparar un producto N-(fosfonometil)giicina mediante la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, caracterizado porque comprende: la introducción del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un medio de reacción líquido dentro de una zona de reacción de oxidación, la zona de oxidación de reacción es sustancialmente vuelta a mezclar en la fase líquida y contiene un catalizador para la reacción de oxidación en contado con el medio reactivo líquido, el medio readivo líquido comprende el producto N-(fosfonometil)glicina; la introducción de un agente oxidante dentro de la zona de reacción de oxidación; la oxidación continua del substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético en la zona de reacción de oxidación para formar el producto N-(fosfonometil)glicina; y la continua remoción del efluente de la mezcla de reacción que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina proveniente de la zona de reacción de oxidación. 66. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 65, caracterizado además porque el catalizador comprende un catalizador heterogéneo de partículas suspendido en el medio de reacción líquido dentro de la zona de reacción de oxidación, el catalizador comprende un metal noble depositado sobre un soporte de partículas de carbono. 67. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 66, caracterizado además porque la zona de reacción de oxidación está provista de una boquilla bucle eyectora del reactivo. 68. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 66, caracterizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene 02 y se lo introduce simultáneamente con el flujo de alimentación acuoso dentro de la zona de reacción de oxidación a través de una boquilla eyectora de la boquilla bucle eyedora del readivo. 69. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 66, caracterizado además porque la zona de reacción de oxidación está provista de un reactivo de precipitación fluidificado. 70. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 66, caracterizado además porque la zona de reacción de oxidación está provista de un reactivo continuo del tanque de agitación. 71. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 70, caracterizado además porque el soporte de partículas de carbono exhibe una distribución tal del tamaño de las partículas que aproximadamente el 95% de las partículas del catalizador son de entre aproximadamente 3 a aproximadamente 100 µm en sus tamaños más grandes. 72. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 71 , caracterizado además porque el tamaño promedio de la partícula del catalizador de partículas es desde aproximadamente 15 a aproximadamente 40 µm. 73. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 71 , caraderizado además porque la concentración del catalizador de partículas dentro de la zona de reacción de oxidación es desde aproximadamente 0.1 a aproximadamente 10 % en peso basado en el peso total del catalizador y el medio de reacción líquido en la zona de reacción de oxidación. 74. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 70, caracterizado además porque comprende también el enfriado del medio de reacción líquido. 75. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 74, caracterizado además porque el medio de reacción líquido es enfriado en un bucle de recirculación extemo de transferencia de calor que comprende un cambiador de calor. 76. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 70, caraderizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene O2 y es rociado en el medio de reacción líquido dentro de la zona de reacción de oxidación. 77. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 70, caracterizado además porque el efluente de ia mezcla de reacción que se removió de la zona de reacción de oxidación se encuentra sustancialmente libre del catalizador de partículas, el reactivo del tanque de agitación que comprende un filtro de catalizador interno para evitar que el catalizador de partículas sea removido de la zona de reacción de oxidación con el efluente de la mezcla de reacción. 78. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 70, caracterizado además porque el efluente de la mezcla de reacción que se removió de la zona de reacción de oxidación comprende además el catalizador de partículas, el procedimiento comprende además: la separación del catalizador de partículas, del efluente de la mezcla de reacción para formar un flujo de reciclado del catalizador que comprende un catalizador de partículas separado; y la introducción de al menos una parte del catalizador de partículas contenido en el flujo de reciclado del catalizador dentro de la zona de reacción de oxidación. 79. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 78, caracterizado además porque el catalizador es purgado del flujo de reciclado del catalizador. 80. Ei procedimiento de conformidad con la reivindicación 79, caraderizado además porque se agrega un catalizador nuevo al flujo de reciclado del catalizador. 81. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 78, caracterizado además porque el catalizador de partículas es separado del efluente de la mezcla de reacción en un filtro del catalizador para formar el flujo de reciclado del catalizador y un filtrado sustancialmente libre del catalizador de partículas y que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina. 82. Ei procedimiento de conformidad con la reivindicación 81 , caracterizado además porque el filtro del catalizador es adaptado para la separación continua del catalizador de partículas, del efluente de la mezcla de reacción. 83. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 82, caracterizado además porque el filtro del catalizador es un filtro continuo de flujo cruzado. 84. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 82, caracterizado además porque el filtro del catalizador es un filtro continuo de contrapulso. 85. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 84, caracterizado además porque el filtro del contrapulso comprende un elemento del filtro y una parte del filtrado es para contraimpuisar el elemento de filtro y remover los catalizadores separados, que están en el elemento del filtro. 86. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 84, caracterizado además porque el efluente de la mezcla de reacción comprende además C02 disuelto, el efluente de la mezcla de reacción es pasado a través de un tanque de fusión antes de ser introducido dentro del filtro del catalizador para disminuir la presión sobre el efluente de la mezcla de reacción y remover el C02 disuelto, del efluente de mezcla de reacción. • 87. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 84, caracterizado además porque por lo menos una parte del flujo de reciclado del catalizador pasa a través de un tanque porta catalizador antes de ser introducido dentro de la zona de reacción de oxidación. 88. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 87, caracterizado además porque el tanque porta catalizador se encuentra sustancialmente libre de O2. 89. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 88, caracterizado además porque comprende también la introducción de un gas no oxidante dentro del tanque porta catalizador. 90. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 88, caracterizado además porque el tiempo de residencia del catalizador de reciclado en el tanque porta catalizador es de por lo menos aproximadamente 2 minutos. 91. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 81 , caracterizado además porque el filtrado comprende el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético, el procedimiento comprendió además: la introducción continua del filtrado dentro de una segunda zona de reacción de oxidación; la introducción de un agente oxidante dentro de la segunda zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la segunda zona de reacción de oxidación para formar un producto adicional N-(fosfonometil) glicina. 92. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 91 , caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación es sustancialmente vuelta a mezclar en la fase líquida. 93. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 92, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación está provista de un segundo tanque de agitación del reactivo. 94. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 92, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación está provista de una boquilla bucle eyectora del reactivo. 95. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 91 , caracterizado además porque ia segunda zona de reacción de oxidación está provista de un readivo de precipitación fijo. 96. Un procedimiento para preparar un producto N-(fosfonometil)glicina mediante la oxidación de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, comprende: la introducción del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de un medio de reacción líquido dentro de una zona de reacción de oxidación, el medio de reacción líquido comprende el producto N-(fosfonometil)glicina y tiene un catalizador heterogéneo de partículas para la reacción de oxidación que se encuentra ahí suspendida: ia introducción de un agente oxidante dentro de la zona de reacción de oxidación; la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el medio de reacción líquido dentro de la zona de reacción de oxidación para formar el producto N- (fosfonometil)glicina; la remoción continua del efluente de la mezcla de reacción, de esa zona de reacción de oxidación, que comprende el producto N-(fosfonometil) glicina; la separación continua del catalizador de partículas del efluente de mezcla de reacción para formar un flujo de reciclado del catalizador que comprende el catalizador separado; y la introducción de al menos una parte del catalizador de partículas contenido en el flujo de reciclado del catalizador dentro de dicha zona de reacción de oxidación. 97. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 96, caracterizado además porque el catalizador de partículas contenido en el flujo de reciclado de catalizador pasa a través de por lo menos otra zona de reacción de oxidación antes de ser introducido dentro de dicha zona de reacción de oxidación. 98. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 96, caracterizado además porque el catalizador de partículas contenido en el flujo de reciclado de catalizador es introducido directamente dentro de dicha zona de reacción de oxidación. 99. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 96, caracterizado además porque el catalizador de partículas es separado del efluente de la mezcla de reacción en un filtro catalizador para formar el flujo de reciclado del catalizador y un filtrado sustancialmente libre del catalizador de partículas y que comprende el producto N-(fosfonometll)gl¡cina. 100. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 99, caracterizado además porque el filtro catalizador es adaptado para separar continuamente al catalizador de partículas del efluente de ia mezcla de reacción. 101. Un procedimiento para preparar un producto N-(fosfonometil)glicina mediante la oxidación de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en un sistema reactivo, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que incluye el substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético dentro de una primera zona de reacción de oxidación; la introducción de un agente oxidante dentro de la primera zona de reacción de oxidación; la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético en la primera zona de reacción de la oxidación para formar el producto N-(fosfonometil) glicina; la remoción continua de un efluente intermedio de la mezcla de reacción que comprende el producto N-(fosfonometiI)glicina y el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil) iminodlacético, de la primera zona de reacción de oxidación; la introducción continua de un flujo de alimentación acuoso intermedio dentro de una segunda zona de reacción de oxidación, el flujo de alimentación acuoso intermedio comprende el producto N-(fosfonometil)glicina y el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)¡minodiacético obtenido en el efluente intermedio de la mezcla de reacción; la introducción de un agente oxidante dentro de la segunda zona de reacción de oxidación; la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)¡minodiacético en la segunda zona de reacción de oxidación para formar el producto adicional N-(fosfonomet¡!)glicina; y la remoción continua de un efluente de la mezcla de reacción que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina, de la segunda zona de reacción de oxidación. 102. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 101 , caracterizado además porque la primera y la segunda zona de reacción de oxidación contiene un catalizador para la reacción de oxidación. 103. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 102, caracterizado además porque el catalizador en la primera zona de reacción de oxidación es un catalizador heterogéneo de partículas y está suspendido en un medio de reacción líquido que comprende el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. 104. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 103, caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación está sustanciaimente vuelta a mezclar en la fase líquida. 105. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 104, caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación está provista de un reactivo del tanque de agitación. 106. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 104, caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación está provista de una boquilla bucle eyectora del reactivo. 107. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 104, caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación está provista de un readivo de precipitación fluidificado. 108: El procedimiento de conformidad con la reivindicación 104, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación está provista de una capa fija que tiene el catalizador en ella. 109. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 102, caracterizado además porque el catalizador en la primera y segunda zona de reacción de oxidación es un catalizador heterogéneo de partículas y está suspendido en un medio de reacción líquido que comprende el substrato ácido N-(fosfonometil)iminod ¡acético. 110. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 109, caracterizado además porque la primera y la segunda zona de reacción de oxidación están sustancialmente vueltas a mezclar en la fase líquida. 111. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 110, caracterizado además porque el agente oxidante introducido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación es un gas que contiene 02 y la segunda zona de reacción de oxidación está sustancialmente vuelta a mezclar en la fase gaseosa. 112. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 111 , caracterizado además porque la primera y la segunda zona de reacción de oxidación están provistas respectivamente de un primer y segundo reactivo continuo del tanque de agitación, estos tanques tienen un espacio por encima del medio de reacción líquido, el segundo tanque está provisto de un sistema impulsor adaptado para extraer gas del espacio dentro del medio de reacción liquido, reduciendo en consecuencia la diferencia entre la presión parcial de oxígeno del gas que se está extrayendo dentro del medio de reacción líquido y la presión parcial de oxígeno del gas en el espacio. 113. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 112, caracterizado además porque el gas que contiene 02 es introducido en el espacio por encima del medio de reacción líquido dentro del segundo reactivo del tanque de agitación. 114. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 111 , caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación está provista de un tanque de agitación continua del reactivo y la segunda zona de reacción de oxidación está provista de una boquilla bucle eyectora del reactivo. 115. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 110, caraderizado además porque la primera y la segunda zona de reacción de oxidación están provistas, respedivamente, de un primero y un segundo tanque de agitación continua del reactivo. 116. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 115, caracterizado además porque el catalizador heterogéneo de partículas comprende un metal noble depositado sobre un soporte de partículas de carbono. 117. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 116, caracterizado además porque el soporte de partículas de carbono muestra una distribución del tamaño de las partículas tal que aproximadamente el 95% de las partículas del catalizador son desde aproximadamente 3 a aproximadamente 100 µm en sus dimensiones menos grandes. 118. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 117, caracterizado además porque el tamaño promedio de las partículas del catalizador de partículas es desde aproximadamente 15 a aproximadamente 40 µm. 119. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 117, caracterizado además porque la concentración del catalizador de partículas dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación es desde aproximadamente 0.1 a aproximadamente 10% en peso basado en el peso total del catalizador y el medio de reacción líquido en las zonas de reacción de oxidación. 120. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque el efluente de la mezcla de reacción retirado de la segunda zona de reacción de oxidación comprende además el catalizador de partículas, y la separación del catalizador de partículas, del efluente de la mezcla de reacción, retirado de la segunda zona de reacción de oxidación para formar un flujo de reciclado del catalizador que comprende el catalizador separado. 121. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 120, caracterizado además porque comprende la introducción de al menos una parte del flujo de reciclado del catalizador dentro de por lo menos una de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación. 122. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 121 , caracterizado además porque el catalizador de partículas es separado del efluente de la mezcla de reacción en un filtro catalizador para formar un flujo de reciclado catalítico y un filtrado sustancialmente libre del catalizador de partículas y que comprende el produdo N-(fosfonometil)glicina. 123. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 122, caracterizado además porque el filtro catalizador es adaptado para separar de manera continua al catalizador de partículas del efluente de la mezcla de reacción. 124. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 123, caracterizado además porque el filtro catalizador es un filtro continuo de contrapulso. ' 125. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 124, caracterizado además porque el filtro de contrapulso comprende un elemento de filtro y una parte del filtrado es usada para contraimpulsar el elemento de filtro y remover al catalizador separado del elemento de filtro. 126. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 124, caracterizado además porque al menos una parte del flujo de reciclado del catalizador pasa a través del tanque porta catalizador antes de ser introducido dentro de por lo menos una de la primera y segunda zona de reacción de oxidación. 127. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 126, caraderizado además porque el tanque porta catalizador está sustancialmente libre de O2. 128. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 127, caracterizado además porque comprende también la introducción de un gas no oxidante dentro del tanque porta catalizador. 129. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 127, caracterizado además porque el tiempo de residencia del catalizador de reciclado en el tanque porta catalizador es al menos aproximadamente 2 minutos. 130. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 121 , caracterizado además porque al menos una parte del flujo de reciclado del catalizador es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. 131. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 121 , caraderizado además porque al menos una parte del flujo de reciclado del catalizador es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido sin reaccionar N- (fosfonometil)iminodiacético obtenido en el efluente intermedio acuoso de la mezcla de reacción. 132. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 121 , caracterizado además porque al menos una parte del flujo de reciclado del catalizador es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y una parte del flujo de reciclado del catalizador es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido sin reaccionar N-(íosfonometil) iminodiacético obtenido en el efluente acuoso de la mezcla de reacción intermedia. 133. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 121 , caracterizado además porque el catalizador es purgado del flujo de reciclado del catalizador. 134. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 133, caracterizado además porque se agrega un catalizador nuevo al flujo de reciclado del catalizador. 135. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque el efluente intermedio de la mezcla de reacción retirado de la primera zona de reacción de oxidación, comprende además el catalizador de partículas. 136. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 135, caracterizado además porque el flujo de alimentación acuoso intermedio introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación comprende además el catalizador de partículas obtenido en el efluente de la mezcla de reacción intermedia. 137. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 135, caraderizado además porque comprende: la separación del catalizador de partículas, del efluente intermedio de la mezcla de reacción removido de la primera zona de reacción de oxidación para formar un flujo de reciclado del catalizador que comprende el catalizador separado; y la introducción de al menos una porción del flujo de reciclado del catalizador dentro de la primera zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. 138. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 137, caracterizado además porque el catalizador de partículas es separado del efluente intermedio de la mezcla de reacción en un filtro catalizador para formar el flujo de reciclado del catalizador y un filtrado sustancialmente libre del catalizador de partícula y que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina y el flujo de alimentación acuoso intermedio introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación comprende el filtrado. 139. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 138, caracterizado además porque el efluente de la mezcla de reacción retirado de la segunda zona de reacción comprende además el catalizador de partículas, como así también la separación del catalizador de partículas, del efluente de la mezcla de reacción, removido de la segunda zona de reacción de oxidación para formar un segundo flujo de reciclado del catalizador que comprende el catalizador separado. 140. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 139, caracterizado además porque el catalizador de partículas es separado del efluente de la mezcla de reacción en un segundo filtro catalizador para formar el segundo flujo de reciclado del catalizador y un segundo filtrado sustancialmente libre del catalizador de partículas y que comprende el producto N-(fosfonometil) glicina. 141. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 140, caracterizado además porque comprende la introducción de al menos una parte del segundo flujo del reciclado del catalizador dentro de por lo menos una de la primera y segunda zona de reacción de oxidación. 142. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 141 , caracterizado además porque al menos una parte del segundo flujo de reciclado del catalizador es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación conjuntamente con el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético obtenido en ei efluente de la mezcla de reacción intermedia. 143. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 142, caracterizado además porque la edad promedio del catalizador en la primera zona de reacción de oxidación es distinta a la edad promedio del catalizador en la segunda zona de reacción de oxidación. 144. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 143, caracterizado además porque la edad promedio del catalizador en la primera zona de reacción de oxidación es mayor a la edad promedio del catalizador en la segunda zona de reacción de oxidación. 145. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 143, caracterizado además porque la edad promedio del catalizador en la primera zona de reacción de oxidación es menor a la edad promedio del catalizador en la segunda zona de reacción de oxidación. 146. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 140, caracterizado además porque los filtros catalizadores son adaptados para la separación continua del catalizador de partículas, del efluente de la mezcla de reacción intermedia y el efluente de la mezcla de reacción. 147. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque comprende el enfriamiento del medio de reacción líquido en la primera zona de reacción de oxidación. 148. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 147, caracterizado además porque el medio de reacción líquido en la primera zona de reacción de oxidación es enfriado en un bucle de recirculación externo de transferencia de calor que comprende un cambiador de calor asociado con el primer reactivo del tanque de agitación. 149. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 147, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación es operada adiabáticamente. 150. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 147, caracterizado además porque comprende el enfriamiento del medio de reacción líquido en la segunda zona de reacción de oxidación. 151. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 150, caracterizado además porque el medio de reacción líquido en la segunda zona de reacción de oxidación es enfriado en el bucle de recirculación externo de transferencia de calor que comprende un cambiador de calor asociado con el segundo tanque de agitación del reactivo. 152. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 150, caraderizado además porque la temperatura del medio de reacción líquido en la primera zona de reacción de oxidación es mantenida desde aproximadamente 95°C a aproximadamente 105°C y la temperatura del medio de reacción líquido en la segunda zona de reacción de oxidación es mantenida desde aproximadamente 100°C a aproximadamente 105°C. 153. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque la concentradón del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el flujo de alimentación acuoso es desde aproximadamente 7% a aproximadamente el 15% por peso. 154. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 153, caracterizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene 02 y el gas que contiene 02 es esparcido dentro del medio reactivo liquido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación. 155. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 154, caracterizado además porque el oxígeno total introducido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación combinado es desde aproximadamente 0.5 a aproximadamente 5 moles de O2 por mol de substrato ácido de N-(fosfonometil)iminodiacético en el flujo de alimentación acuoso introducido dentro del primer tanque de agitación del reactivo. 156. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 155, caracterizado además porque el oxígeno total introducido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación combinado es desde aproximadamente 1 a aproximadamente 3 moles de 02 por mol de substrato ácido de N-(fosfonometil)iminodiacético en el flujo de alimentación acuoso introducido dentro del primer tanque de agitación del reactivo. 157. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 156, caracterizado además porque el oxígeno total introducido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación combinado es desde aproximadamente 1.5 a aproximadamente 2.5 moles de O2 por mol de substrato ácido de N-(fosfonometil)iminodiacético en el flujo de alimentación acuoso introducido dentro del primer tanque de agitación del reactivo. 158. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 156, caracterizado además porque la concentración de substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción removida del segundo tanque de agitación del reactivo es desde aproximadamente 200 a aproximadamente 2000 ppm por peso 159. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 158, caracterizado además porque la concentración de substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción removida del segundo tanque de agitación del reactivo es desde aproximadamente 500 a aproximadamente 1500 ppm por peso 160. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 159, caracterizado además porque la concentración de substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en el efluente de la mezcla de reacción removida del segundo tanque de agitación del reactivo es desde aproximadamente 500 a aproximadamente 700 ppm por peso. 161. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 156, caracterizado además porque la conversión del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al produdo N-(fosfonometil)glicina en la primera zona de reacción de oxidación es por lo menos aproximadamente 70%. 162. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 161 , caracterizado además porque la conversión del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al produdo N-(fosfonometil)glicina en la primera zona de reacción de oxidación es desde aproximadamente 80% a aproximadamente 95%. 163. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 162, caracterizado además porque desde aproximadamente el 70% a aproximadamente el 90% del oxígeno total introducido dentro de la primera y la segunda zona de reacción de oxidación, es introducido dentro del primer tanque de agitación del readivo. 164. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 154, caraderizado además porque el gas que contiene 02 es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 60% del 02 es utilizado en la primera zona de reacción de oxidación. 165. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 164, caracterizado además porque el gas que contiene 02 es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 80% del O2 es utilizado en la primera zona de reacción de oxidación. 166. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 165, caracterizado además porque el gas que contiene O2 es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 90% del 02 es utilizado en la primera zona de reacción de oxidación. 167. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 154, caracterizado además porque el gas que contiene O2 es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 60% del Oz es utilizado en la segunda zona de reacción de oxidación. 168. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 167, caraderizado además porque el gas que contiene O2 es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 80% del O2 es utilizado en ia segunda zona de reacción de oxidación. 169. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 168, caracterizado además porque el gas que contiene 02 es introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación en una proporción tal que al menos aproximadamente el 90% del O2 es utilizado en ia segunda zona de reacción de oxidación. 170. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque la relación del volumen de trabajo del medio de reacción líquido en el primer tanque de agitación del reactivo con el volumen de trabajo del medio de reacción líquido en el segundo tanque de agitación del reactivo es mayor a 1. 171. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 170, caracterizado además porque la relación del volumen de trabajo del medio de reacción líquido en el primer tanque de agitación del readivo con el volumen de trabajo del medio de reacción líquido en el segundo reactivo del tanque de agitación es desde aproximadamente 131 a aproximadamente 5. 172. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque el tiempo de residencia en el primer reactivo del tanque de agitación es desde aproximadamente 10 a aproximadamente 30 minutos. 173. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 172, caracterizado además porque el tiempo de residencia en el segundo reactivo del tanque de agitación es desde aproximadamente 6 a aproximadamente 12 minutos. 174. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 119, caracterizado además porque el catalizador de partículas comprende además un promotor catalizador-superficie en una proporción de por lo menos aproximadamente 0.05% por peso del catalizador. 175. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 174, caracterizado además porque el promotor catalizador-superficie comprende: bismuto, estaño, cadmio, magnesio, manganeso, níquel, aluminio, cobalto, plomo, titanio, antimonio, selenio, hierro, renio, cinc, cerio, circonio, telurio o germanio. 176. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 174, caracterizado además porque comprende la introducción de un promotor suplementario dentro del sistema reactivo y su mezcla con el catalizador de partículas. 177. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario es introducido dentro del medio de reacción líquido dentro de por lo menos una de las zonas de reacción de oxidación. 178. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 177, caracterizado además porque el promotor suplementario es introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación. 179. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario es introducido dentro de un sistema reactivo en forma continua o intermitente. 180. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario introducido dentro del sistema reactivo aumenta la actividad y/o selectividad del catalizador de partículas para oxidar el ácido formaldehído o fórmico generado durante la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. 181. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario introducido dentro del sistema reactivo aumenta ia actividad y/o selectividad del catalizador para oxidar el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para formar el producto N-(fosfonometil)gllcina. 182. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario reduce el filtrado del metal noble desde el soporte de carbono. 183. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 176, caracterizado además porque el promotor suplementario comprende bismuto, plomo, germanio, telurio, titanio, cobre y/o níquel. 184. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 183, caracterizado además porque el promotor suplementario comprende bismuto. 185. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 184, caracterizado además porque el promotor suplementario introducido dentro del sistema reactivo se encuentra en la forma de óxido de bismuto, hidróxido de bismuto, cloruro de bismuto, bromuro de bismuto, yoduro de bismuto, suifuro de bismuto, seleniuro de bismuto, telururo de bismuto, sulfito de bismuto, sulfato de bismuto, sulfato de bismutilo, nitrito de bismutilo, nitrato de bismuto, nitrato de bismutilo, nitrato doble de bismuto y magnesio, fosfito de bismuto, fosfato de bismuto, pirosfosfato de bismuto, carbonato de bismutilo, perclorato de bismuto, antimoniato de bismuto, arseniato de bismuto, seleniato de bismuto, titanato de bismuto, vanadato de bismuto, niobato de bismuto, tantalato de bismuto, cromato de bismuto, dicromato de bismutilo, cromato de bismutilo, cromato doble de bismutilo y potasio, molibdato de bismuto, molibdato doble de bismuto y sodio, tungstato de bismuto, permanganato de bismuto, circonato de bismuto, acetato de bismuto, propionato de bismutilo, benzoato de bismuto, salicilato de bismutilo, oxalato de bismuto, tartrato de bismuto, lactato de bismuto, citrato de bismuto, galato de bismuto, pirogalato de bismuto, fosfuro de bismuto, arseniuro de bismuto, bismutato de sodio, ácido bismuto-tiociánico, sal de sodio del ácido bismuto-tiociánico, sal de potasio del ácido bismuto-tiociánico, trimetilbismutino, trifenilbismutino, oxicloruro de bismuto, u oxiyoduro de bismuto. 186. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 185, caraderizado además porque el promotor suplementario introducido dentro del sistema reactivo se encuentra en la forma de óxido de bismuto. 187. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 186, caracterizado además porque el promotor suplementario introducido dentro del sistema reactivo es BÍ2O3. 188. Un procedimiento para quitar el agua de una solución inicial acuosa caracterizado porque comprende el producto N-(fosfonometil)glicina y el producto de cristalización, N-(fosfonometil) glicina, comprende: la introducción de una mezcla acuosa de alimentación de evaporación dentro de una zona de evaporación, dicha mezcla de alimentación comprende esa solución uncial acuosa; la evaporación del agua de dicha mezcla de alimentación en esa zona de evaporación en presencia del producto de partícula sólida N-(fosfonometil)glicina, produciendo en consecuencia una fase de vapor que comprende vapor de agua, precipitando el producto N-(fosfonometil)glicina, de la fase líquida acuosa y produciendo un producto de evaporación que comprende los sólidos del producto N-(fosfonometll)glicina y un licor madre que está sustancialmente saturado o sobre saturado en el produdo N-(fosfonometil)glicina; y el mantenimiento de una proporción de los sólidos de las partículas dei producto N- (fosfonometil)glicina al licor madre en esa zona de evaporación la que excede la proporción de los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina producidos progresivamente por los efectos de la evaporación al licor madre producidos en consecuencia, de manera progresiva. 189. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 188, caracterizado además porque ese producto de evaporación se divide para proporcionar una fracción de los sólidos del producto N- (fosfonometíl)glicina que se encuentra relativamente reducida en licor madre y una fracción de licor madre primario relativamente reducida en sólidos del producto N-(fosfonometil) glicina. 190. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 189, caracterizado además porque el mantenimiento de dicha proporción de sólidos de partículas del produdo N-(fosfonometil)glicina al licor madre en esa zona de evaporación comprende devolver los sólidos obtenidos en dicha fracción de sólidos a esa zona de evaporación o retener los sólidos obtenidos en dicha fracción sólida dentro de esa zona. 191. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 190, caracterizado además porque comprende: la introducción de una mezcla de alimentación de evaporación que incluye esa solución inicial acuosa dentro de una zona de separación vapor/líquido de esa zona de evaporación, caracterizado además porque la presión está por debajo de la presión de vapor de dicha mezcla, permitiendo por lo tanto que el agua pase rápidamente por la mezcla de alimentación de la evaporación, produciendo una fase de vapor que comprende vapor de agua, y precipitando el produdo N-(fosfonometl!)gl¡cina de la fase líquida para producir un primer flujo de solución lechosa que comprende un produdo de partículas N-(fosfonometil)glicina en un licor madre saturado o sobre saturado; la separación de dicha fase de vapor, del primer flujo de solución lechosa; la introducción de ese primer flujo de solución lechosa dentro de una zona de retención en la cual un líquido sobrenadante que comprende una fracción de ese licor madre es separado de un segundo flujo de solución lechosa que comprende el producto precipitado N- (fosfonometil)glic¡na y el licor madre, teniendo dicha zona de retención una entrada para esa primera solución lechosa, una salida del líquido de decantación para ese líquido sobrenadante ubicada por encima de la mencionada entrada, y una salida para esa segunda solución lechosa ubicada por encima de dicha entrada pero por debajo de la salida del líquido de decantación; el mantenimiento de las proporciones relativas a las que la primera solución lechosa se introduce dentro de esa zona de retención, la segunda solución lechosa es extraída a través de la salida de la segunda solución lechosa y el líquido sobrenadante es extraído a través de la salida de líquido de decantación de manera que ia velocidad del flujo ascendente en un área inferior de dicha zona de retención por debajo de la salida de la segunda solución lechosa es suficiente para mantener el producto precipitado N-(fosfonometil)glicina en suspensión en la fase líquida mientras que la velocidad del flujo ascendente en un área superior de dicha zona de retención por encima de la salida de la segunda solución lechosa es inferior a la velocidad de sedimentación de por lo menos 80% por peso de las partículas del producto N- (fosfonometil)glicina en dicha región inferior. 192. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 191 , caraderizado además porque por lo menos una parte de ese segundo flujo de solución lechosa es recirculado a la zona de separación vapor/liquido. 193. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 192, caraderizado además porque por lo menos una parte de ese segundo flujo de solución lechosa junto con la solución acuosa inicial comprenden la mezcla de alimentación de evaporación introducida dentro de la zona de separación vapor/líquido. 194. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 193, caracterizado además porque dicha solución uncial acuosa y el segundo flujo de solución lechosa, son mezclados antes de introducirlos dentro de esa zona de separación vapor/líquido. 195. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 193, caracterizado además porque un tercer flujo de solución lechosa es removido del área inferior de dicha zona. 196. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 195, caraderizado además porque un tercer flujo de solución lechosa es removido de esa área inferior a través de una salida de la solución lechosa separado de la salida de la segunda solución lechosa. 197. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 195, caracterizado además porque se obtiene un tercer flujo de solución lechosa dividiendo el segundo flujo de esta solución dentro de un flujo de recirculación y ese tercer flujo de solución lechosa. 198. El procedimiento de conformidad con ia reivindicación 195, caracterizado además porque las proporciones relativas del flujo de esa solución inicial acuosa a dicha zona de separación vapor/líquido, la recirculaclón de todo o parte del segundo flujo de solución lechosa a la zona de separación vapor/líquido, la remoción del líquido sobrenadante de la salida del líquido de decantación, la remoción del tercer flujo de solución lechosa de la región inferior de la zona de retención, y el retomo a la zona de evaporación de cualquier líquido o sólido que lleven flujos desde cualquier separación sólidos/líquido a la que pueda estar sujeta la tercera solución lechosa, son suficientes para establecer una proporción de los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina al licor madre en el área inferior de esa zona que es superior a la proporción del producto sólido N-(fosfonometiI)glicina producido progresivamente por efectos de la evaporación al licor madre, producido en consecuencia, de manera progresiva. 199. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 198, caracterizado además porque los caudales relativos de dichos flujos están controlados de manera que la concentración de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina en esa área inferior de la mencionada zona es por lo menos aproximadamente dos veces la concentración de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina en la mezcla de dichos sólidos y el licor madre que se obtiene o se obtendría por fusión de esa fracción primaria acuosa en la zona vapor/líquido en ausencia del segundo flujo de solución lechosa recirculado. 200. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 199, caracterizado además porque los sólidos son removidos de la tercera solución lechosa para producir una fracción de líquido reciclado que es recircuiado a la zona de separación vapor/liquido, caracterizado además porque la mezcla de alimentación de evaporación comprende además esa fracción de líquido reciclado. 201. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 200, caracterizado además porque tanto la fracción primaria acuosa como la fracción de reciclado de líquido se mezclan con el segundo flujo de solución lechosa antes de introducirlas dentro de la zona de separación vapor/líquido. 202. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 201 , caracterizado además porque los caudales relativos de todos los flujos mencionados, incluida la fracción de líquido reciclado, son controlados de manera que el contenido de sólidos de la solución lechosa del área inferior de dicha zona es de por lo menos aproximadamente el 12% por peso. 203. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 201 , caracterizado además porque los caudales relativos de los flujos mencionados son controlados de manera que los sólidos removidos de la tercera solución lechosa tiene un tamaño mediano de la partícula cúbica pesada de por lo menos aproximadamente 200 µm. 204. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 201 , caracterizado además porque se controlan los caudales relativos de esos flujos de manera que los sólidos removidos de la tercera solución lechosa tienen un área de superficie BET no mayor a aproximadamente 0.09 m2/g. 205. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 203, caracterizado además porque la velocidad del flujo ascendente en el área inferior es por lo menos cuatro veces la velocidad de sedimentación de al menos el 80% por peso de los sólidos ahí contenidos, y la velocidad del flujo ascendente en el área superior de la zona es menor a un cuarto de la velocidad de sedimentación de al menos el 80% por peso de los sólidos en esa segunda solución lechosa. 206. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 199, caracterizado además porque la mezcla de alimentación comprende una solución lechosa del producto N-(fosfonometil)gl¡c¡na en una fase líquida acuosa que está sobresaturada en ei producto N-(fosfonometiI)glicina, esa mezcla de alimentación fluye a lo largo de una vía de recirculación entre la salida de la segunda solución lechosa y una entrada a la zona de separación vapor/líquido sin una contramezcla axial sustancial. 207. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 206, caracterizado además porque el área superficial de los sólidos contenidos en la mezcla de alimentación es suficiente como para permitir la producción de un producto cristalino N-(fosfonometil)glicina que tiene un tamaño mediano de la partícula cúbica pesada de por lo menos aproximadamente 200 µm. 208. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 207, caracterizado además porque el punto máximo de sobresaturación expresado como la diferencia entre la concentración del producto N-(fosfonometil)glicina en la fase liquida acuosa en cualquier lugar dentro del trayecto de recirculación y la concentración de saturación del producto N-(fosfonometil)glicina en la fase líquida acuosa en dicho lugar no es superior a aproximadamente el 0.7% por peso, en base a la fase líquida acuosa. 209. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 207, caracterizado además porque el punto integrado promedio de sobresaturación expresado como la diferencia entre la concentración del producto N-(fosfonometil)glicina en la fase líquida acuosa y la concentración de saturación del producto N-(fosfonometil)giicina en la fase líquida acuosa sobre ese trayecto de recirculación no es superior a aproximadamente el 0.5% por peso, en base a la fase líquida acuosa. 210. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 207, caracterizado además porque el punto integrado promedio de sobresaturación expresado como la diferencia entre la concentración del producto N-(fosfonometil)glicina en la fase líquida acuosa y la concentración de saturación del producto N-(fosfonometil)glicina en la fase líquida acuosa sobre ese trayecto de recirculación es por lo menos 0.2% inferior al punto de sobresaturación requerido para obtener la misma productividad de cristalización por volumen de trabajo de unidad de un evaporador de referencia que consiste en una zona de evaporación totalmente contramezclada en la cual la proporción de los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina al licor madre es igual a la proporción de los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina producidos progresivamente por los efedos de la evaporación al licor madre producido, en consecuencia, de manera progresiva. 211. El procedimiento de conformidad con ia reivindicación 199, caracterizado además porque la proporción de la recirculación de la segunda solución lechosa a la zona de separación vapor/líquido es por lo menos de aproximadamente 20 veces la proporción de la remoción del líquido sobrenadante de la salida de decantación de líquido. 212. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 191 , caraderizado además porque la zona de separación vapor/líquido está posicionada por encima de la interfaz entre el área inferior y la superior de esa zona y está separada del área superior, la zona de separación vapor/líquido está en una comunicación de flujo fluida con el área inferior de esa zona a través de un tubo regulador para el flujo de la primera solución lechosa desde la zona de separación al área inferior. 213. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 191, caracterizado además porque es operado sustancialmente sin transferencia de calor hacia o desde la zona de separación vapor/líquido, esa zona, la mezcla de alimentación o la segunda solución lechosa. 214. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 191, caracterizado además porque la precipitación del producto N-(fosfonometil)glicina sobre la evaporación es el resultado primario del enfriamiento de la fase líquida acuosa en la zona de evaporación. 215. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 190, caraderizado además porque comprende: la remoción la solución lechosa del produdo de evaporación del área inferior de la zona de retención; someter esa solución lechosa del producto de evaporación, a la separación sólidos/líquido para obtener una fracción de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina que está relativamente reducida en el licor madre y una fracción del licor madre que está relativamente reducida en los sólidos del producto N-(fosfonometll)gl¡cina; y devolver los sólidos obtenidos en dicha fracción de sólidos a esa zona de evaporación o retener los sólidos obtenidos en dicha fracción sólida dentro de esa zona, manteniendo por lo tanto una proporción de sólidos de partículas del producto N-(fosfonometil)glicina al licor madre en la zona de evaporación, que excede la proporción de los sólidos del producto N-(fosfonometil)gl¡cina producidos por la evaporación al licor madre producida en consecuencia. 216. Un método para la remoción dei agua de una solución inicial acuosa que comprende ei producto N-(fosfonometil)glicina y el producto de cristalización de N-(fosfonometil) glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de una mezcla de alimentación de evaporación que incluye esa solución inicial acuosa dentro de una zona de separación vapor/líquido, caraderizado porque la presión está por debajo de la presión de vapor de dicha mezcla, permitiendo por lo tanto que el agua pase rápidamente por la mezcla de alimentación de la evaporación, produciendo una fase de vapor que comprende vapor de agua y aumenta la concentración del producto N- (fosfonometil)glicina en la fase líquida remanente a una concentración que excede la solubilidad del producto N-(fosfonometil)glicina, por lo que el producto N-(fosfonometil)glicina se precipita desde la fase líquida para producir un primer flujo de solución lechosa que comprende un producto de partículas N-(fosfonometil)glicina en un licor madre saturado o sobre saturado; la separación de la fase de vapor, del primer flujo de solución lechosa; la introducción de ese primer flujo de solución lechosa dentro de una zona de decantación en la cual un líquido sobrenadante que comprende una fracción de ese licor madre es separado de un segundo flujo de solución lechosa que comprende el producto precipitado N-(fosfonometil)glicina y el licor madre, teniendo dicha zona de decantación una entrada para esa primera solución lechosa, una salida del liquido de decantación para ese líquido sobrenadante ubicada por encima de la mencionada entrada, y una salida para esa segunda solución lechosa ubicada verticalmente por encima de dicha entrada pero por de debajo de la salida del líquido sobrenadante; y el mantenimiento de las proporciones relativas a ias que la primera solución lechosa se introduce dentro de esa zona de decantación, la segunda solución lechosa es extraída a través de la salida de la segunda solución lechosa y el líquido sobrenadante es extraído a través de la salida de liquido de decantación de manera tai que la velocidad del flujo ascendente en un área inferior de dicha zona de decantación por debajo de la salida de la segunda solución lechosa es suficiente para mantener el produdo precipitado N-(fosfonometil)glicina en suspensión en la fase líquida mientras que la velocidad del flujo ascendente en un área superior de dicha zona de decantación por encima de la salida de la segunda solución lechosa es inferior a la velocidad de sedimentación en por lo menos 80% por peso de las partículas del producto N- (fosfonometil) glicina en dicha región inferior. 217. Un procedimiento para la remoción del agua de una solución inicial acuosa, caraderizado porque comprende el producto N-(fosfonometil)glicina y el producto de cristalización de N-(fosfonometil) glicina, comprende: la introducción de una mezcla acuosa de alimentación de evaporación dentro de una zona de evaporación, dicha mezcla de alimentación comprende esa solución inicial acuosa; la evaporación del agua de dicha mezcla de alimentación en esa zona de evaporación en presencia del producto de partícula sólida N-(fosfonometil)glicina, produciendo en consecuencia una fase de vapor que comprende vapor de agua, precipitando el producto N- (fosfonometil)glicina, de la fase líquida acuosa y produciendo un producto de evaporación que comprende los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina y un licor madre que está sustancialmente saturado o sobre saturado en el producto N-(fosfonometil)glicina; la división del producto de evaporación para obtener una fracción de sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina que está relativamente reducida en el licor madre y una fracción del licor madre que está relativamente reducida en los sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina; y el mantenimiento de una proporción de los sólidos de las partículas del producto N- (fosfonometil)glicina al licor madre en esa zona de evaporación la que excede la proporción de ios sólidos del producto N-(fosfonometil)glicina producidos progresivamente por los efectos de la evaporación al licor madre producidos en consecuencia, de manera progresiva. 218. Un procedimiento para la preparación de un producto N-(fosfonometii)glicina caraderizado porque comprende: la introducción de una mezcla de alimentación acuosa que incluye un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético, dentro de un medio reactivo líquido; la oxidación catalítica del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en ese medio readivo líquido acuoso produciendo por lo tanto una mezcla reactiva que incluye el producto N-(fosfonometil)glicina; el enfriamiento de la mezcla de alimentación de cristalización primaria que comprende el producto N-(fosfonometil)giicina producido en esa mezcla de reacción, precipitando por lo tanto el producto N-(fosfonometil)giicina y produciendo un licor madre primario que comprende al producto N-(fosfonometil)glicina; la separación del producto precipitado N-(fosfonometil)glicina, de ese licor madre primario; y el reciclaje del licor madre primario e introducirlo dentro del medio de reacción líquido, caracterizado porque el substrato ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético es oxidado al producto N-(fosfonometil)glicina. 219. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 218, caracterizado además porque la mezcla de reacción se divide en una fracción primaria y una secundaria, la mezcla de alimentación de cristalización primaria comprende el produdo N-(fosfonometil)glicina obtenido en esa fracción primaria. 220. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 219, caracterizado además porque el producto N-(fosfonometil)glicina es cristalizado a partir de una mezcla de alimentación cristalizadora secundaria que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina obtenido en esa fracción secundaria, produciendo por lo tanto un licor madre secundario que comprende el produdo N-(fosfonometil)glicina y los subproductos de esa reacción de oxidación. 221. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 220, caracterizado además porque una mezcla de alimentación reactiva secundaria acuosa, que comprende el producto N-(fosfonometil) glicina obtenido en esa fracción secundaria y el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético contenido en el mismo, es introducida dentro de la zona de oxidación secundaria, caracterizado además porque substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil) iminodiacético es oxidado para producir una mezcla de reacción de oxidación secundaria que contiene el producto adicional N-(fosfonometil)glicina, esa mezcla de alimentación cristalizadora secundaria incluye a la mezcla de reacción de oxidación secundaria. 222. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 221 , caracterizado además porque la zona de oxidación secundaria comprende una capa fija que contiene un catalizador para la oxidación. 223. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 220, caracterizado además porque la cristalización del producto N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de alimentación de cristalización primaria comprende el enfriamiento por evaporación de esa mezcla de alimentación primaria. 224. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 223, caracterizado además porque el agua que constituye entre aproximadamente el 5% y aproximadamente el 30% por peso de la mezcla de alimentación de cristalización primaria, se remueve mediante el enfriamiento por evaporación. 225. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 223, caracterizado además porque el enfriamiento por evaporación se realiza sustancialmente de manera adiabática. 226. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 224, caracterizado además porque la cristalización del producto N-(fosfonometil)glicina de la mezcla de alimentación de cristalización secundaria comprende la cristalización por evaporación mediante calor. 227. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 218, caracterizado además porque el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es oxidado en ese medio acuoso de reacción líquida en una zona de reacción de oxidación primaria, produciendo en consecuencia un produdo de oxidación primario, el procedimiento comprende además: la división de ese producto de oxidación primario en una mezcla de alimentación de reacción final y una fracción de cristalización primaria, la mezcla de alimentación de cristalización acuosa incluye a esa fracción de cristalización primaria; la introducción de esa mezcla de alimentación de reacción final dentro de una zona de reacción final; y la oxidación catalítica del substrato ácido residual N-(fosfonometil)iminodiacético contenido en esa mezcla de alimentación de reacción final al producto N-(fosfonometil)glicina para producir una mezcla de reacción final. 228. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 227, caracterizado además porque el producto de la oxidación primaria contiene entre aproximadamente 0.5% y aproximadamente 2% por peso de ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético. 229. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 228, caracterizado además porque una mezcla de alimentación cristalizadora secundaria que comprende el producto N-(fosfonometll)gIicina obtenida en la mezcla de reacción final está sujeta a la cristalización por evaporación mediante calor, precipitando en consecuencia el produdo N-(fosfonometil)glicina y produciendo un licor madre secundario que comprende el producto N-(fosfonometiI) glicina y los subproductos de la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil) iminodiacético. 230. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 218, caracterizado además porque el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es continuamente oxidado en presencia de un metal noble sobre un catalizador de carbono. 231. Un procedimiento para la preparación de un producto N- (fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de una mezcla de alimentación acuosa que incluye un substrato ácido N-(fosfonomet¡l)¡minodiacético dentro de un sistema de reacción catalítico que comprende una o más zonas de reacción catalíticas; la oxidación catalítica del substrato ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético al producto N-(fosfonometil)glicina en ese sistema de reacción catalítico para producir una mezcla de producto; la división de esa mezcla de producto en una fracción primaria y en una fracción secundaria; la cristalización del producto N-(fosfonometil)glicina, de esa fracción primaria para producir una fracción sólida del producto N-(fosfonometil)glicina y un licor madre primario; el reciclado del licor madre primario para usar como una fuente de agua en la preparación de esa mezcla de alimentación. 232. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 231 , caracterizado además porque sustancialmente todo lo de ese licor madre primario es reciclado como una fuente de agua en la preparación de esa mezcla de alimentación. 233. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 231 , caracterizado además porque el N-(fosfonometil)glicina es cristalizado a partir de esa fracción primaria mediante cristalización por evaporación. 234. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 233, caracterizado además porque el producto adicional N-(fosfonometil)glicina es cristalizado a partir de esa fracción secundaria produciendo en consecuencia un licor madre secundario. 235. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 234, caracterizado además porque el producto N-(fosfonometil) glicina es cristalizado a partir de esa fracción secundaria mediante cristalización por evaporación. 236. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 235, caracterizado además porque el producto N-(fosfonometiI)glicina es cristalizado a partir de esa fracción primaria sustancialmente mediante una cristalización por evaporación adiabática. 237. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 235, caracterizado además porque esa mezcla de alimentación es continuamente introducida dentro del sistema de reacción, una zona de reacción dentro de ese sistema está siendo sustancialmente contramezclada con respecto a la fase líquida de la misma, el calor exotérmico de reacción sirve para calentar los contenidos de la mezcla de alimentación a la temperatura de reacción que prevalece en esa zona de reacción de contramezcla. 238. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 237, caracterizado además porque el catalizador para esa reacción comprende un metal noble y es efectivo para oxidar los subproductos de C-i seleccionados del grupo que consiste en ácido formaldehído y fórmico, la oxidación de esos subproductos Ci contribuyen además a calentar los contenidos de la mezcla de alimentación acuosa. 239. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 231 , caracterizado además porque el ácido N-(fosfonometil)iminodiacético es oxidado en presencia del catalizador heterogéneo que comprende un metal noble, una fracción de metal noble es lixiviada desde ese catalizador en el sistema catalítico de reacción de oxidación, el metal noble lixiviado contenido en esa fracción primaria, es devuelto a ese sistema catalítico de reacción en licor madre primario. 240. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 239, caracterizado además porque el material noble lixiviado contenido en el licor madre primario reciclado inhibe mayor lixiviación de metal noble desde el catalizador en ese sistema de oxidación catalítico. 241. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 239, caracterizado además porque una parte del material noble lixiviado contenido en el licor madre primario reciclado es nuevamente depositado sobre la superficie del catalizador heterogéneo en el sistema de reacción. 242. El procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que comprende el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación primaria, la cual incluye una capa fija primaria que contiene un catalizador de oxidación; la introducción de un agente oxidante dentro de la zona de reacción de oxidación primaria; la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometil)g licina en la zona de reacción de oxidación primaria, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción primaria que comprende el producto N-(fosfonometil) glicina, el substrato ácido sin reaccionar N-(fosfonometil)iminodiacético; el retiro de la mezcla de reacción primaria de la zona de reacción de oxidación primaria; y el mantenimiento de la temperatura de la zona de reacción primaria que sale de esa zona de reacción primaria por debajo de una temperatura de referencia de reacción adiabática autógena que resultaría de la absorción del calor de reacción por parte de la mezcla de reacción primaria en ausencia de cualquier medida para mantener una temperatura de salida mas baja. 243. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque el mantenimiento de la temperatura de la mezcla de reacción que sale de la zona de reacción de oxidación primaria por debajo de la temperatura de referencia comprende el enfriamiento de esa capa fija mediante la transferencia indireda de calor a una transferencia de calor o fluido de procedimiento que fluye a través de un conducto dentro de o en contado con esa capa. 244. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque el mantenimiento de la temperatura de la mezcla de reacción que sale de esa capa por debajo de la temperatura de referencia comprende la introducción dentro de esa capa de una fracción de recirculación que incluye el N-(fosfonometil)glicina, producido en la reacción mientras que la fracción de recirculación ha sido enfriada externamente de esa capa fija. 245. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 244, caracterizado además porque comprende: la división de la mezcla de reacción primaria dentro de una fracción primaria de producto y una fracción primaria de la circulación del reactivo; el pasaje de la mezcla de reacción primaria o la fracción primaria de recirculación del reactivo a través de un intercambiador de calor para remover el calor de oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético; y el retomo de la fracción primaria de recirculación del reactivo a la zona de reacción de oxidación primaria. 246. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 245, caracterizado además porque la mezcla de reacción primaria es pasada a través del intercambiador de calor antes de ser dividida. 247. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque la proporción del caudal volumétrico de la fracción primaria de recirculación del reactivo, al caudal volumétrico de la fracción primaria del producto es de por lo menos aproximadamente 0.5:1. 248. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 247, caracterizado además porque la proporción del caudal volumétrico de la fracción primaria de recirculación del reactivo, al caudal volumétrico de la fracción primaria del producto es desde aproximadamente 1 :1 a aproximadamente 10:1. 249. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 244, caracterizado además porque el flujo de alimentación acuoso y la fracción primaria de recirculación del reactivo se mezclan para producir un flujo de entrada combinado para la introducción dentro de la zona de reacción de oxidación. 250. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 249, caracterizado además porque el flujo de alimentación acuoso comprende una solución lechosa de substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético en una solución acuosa sustancialmente saturada de substrato ácido N-(fosfonometil) iminodiacético, y la fracción primaria de recirculación del readivo tiene un contenido más bajo del substrato ácido N-(fosfonometil)imlnodiacético que el flujo de alimentación acuoso, por lo que el flujo de entrada combinado que se obtiene mezclando el flujo de alimentación acuoso con la fracción primaria de recirculación del reactivo se encuentra sustancialmente libre de los sólidos del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético bajo las condiciones prevalecientes en el área de entrada de líquido de la capa primaria fija. 251. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 250, caracterizado además porque el flujo de alimentación acuoso comprende una solución lechosa que contiene entre aproximadamente 8% y aproximadamente 15% del substrato ácido N-(fosfonomet¡l)iminodiacético y la fracción primaria de la recirculación del reactivo comprende una solución que contiene entre aproximadamente 0.5% y aproximadamente 5% por peso del substrato ácido N-(fosfonomet¡l)lminodiacético. 252. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado porque comprende además: la introducción de una segunda mezcla de alimentación del readivo que comprende por lo menos una parte de la fracción primaria del producto dentro de una segunda zona de reacción de oxidación, la que comprende una segunda capa fija que contiene un catalizador de oxidación; la introducción de un agente oxidante dentro de la segunda zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y un compuesto del subproducto El en la segunda zona de reacción de oxidación para producir una segunda mezcla del produdo de reacción que contiene el producto N-(fosfonometil) glicina. 253. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 252, caracterizado además porque por lo menos el 95% del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético contenido en el flujo de alimentación acuoso es oxidado en la primera y en ia segunda zona de reacción de oxidación. 254. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 253, caracterizado además porque por lo menos el 98% del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético contenido en el flujo de alimentación acuoso es oxidado en la primera y en la segunda zona de reacción de oxidación. 255. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque la capa primaria fija en la zona de reacción de oxidación primaria contiene un metal noble sobre un catalizador de carbono. 256. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 255, caracterizado además porque la capa primaria fija en la zona de reacción de oxidación primaria contiene un catalizador de carbono sin un metal noble. 257. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 256, caracterizado además porque comprende: la introducción de una segunda mezcla de reacción dentro de una tercera zona de reacción de oxidación que comprende una capa fija que contiene un catalizador de oxidación; la introducción de un agente oxidante dentro de la tercera zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua de un compuesto del subproducto Ci en la tercera zona de reacción de oxidación para producir una tercera mezcla del producto de reacción que contiene el producto N-(fosfonometil)glicina. 258. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 257, caracterizado además porque comprende la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético en la tercera zona de reacción de oxidación. 259. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 257, caraderizado además porque la capa fija en la tercera zona de reacción de oxidación contiene un metal noble sobre un catalizador de carbono, reacciona en la tercera zona de reacción de oxidación que comprende una oxidación catalítica del compuesto Ci que permanece en la segunda mezcla de reacción. 260. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 257, caracterizado además porque la mezcla de reacción de la fase líquida pasa a través de la tercera capa fija en un flujo sustancialmente de conexión. 261. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 260, caracterizado además porque la tercera zona de reacción de oxidación es operada sustancialmente sin volver a mezclar la mezcla de reacción de la fase líquida. 262. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 255, caracterizado además porque la capa fija en ia zona primaria de reacción de oxidación contiene un metal noble sobre un catalizador de carbono, un compuesto de C-i es oxidado en la zona primaria de reacción de oxidación. 263. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 252, caracterizado además porque la mezcla de reacción de la fase líquida pasa a través de la segunda capa fija en un flujo sustancialmente de conexión. 264. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 252, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación es operada sustancialmente sin volver a mezclar la mezcla de reacción de la fase líquida. 265. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 252, caracterizado además porque comprende la transferencia del calor de reacción generado en la segunda zona de reacción de oxidación a un fluido de enfriamiento. 266. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 252, caracterizado además porque la segunda zona de reacción de oxidación opera sustancialmente de manera adiabática. 267. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene 02 y la presión parcial promedio de oxigeno integrado por sobre el trayedo del flujo de la fase líquida en la zona primaria de reacción de oxidación es por lo menos de aproximadamente 3.5 kg/cm2. 268. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 267, caracterizado además porque la presión parcial promedio de oxigeno integrado por sobre el trayecto del flujo de la fase líquida en la zona primaria de reacción de oxidación es por lo menos de aproximadamente 7.03 kg/cm2. 269. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 267, caracterizado además porque la concentración de oxígeno de la fase gaseosa a la salida de gas del reactivo está entre aproximadamente 20% y aproximadamente 30% por volumen. 270. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 267, caracterizado además porque la utilización del oxígeno en la zona primaria de reacción de oxidación está entre aproximadamente 50% y aproximadamente 95%. 271. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque la temperatura promedio integrada de la fase líquida a través del trayecto del flujo de la fase líquida a través de la zona primaria de reacción de oxidación está entre aproximadamente 80°0C y aproximadamente 130°C. 272. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque la temperatura promedio integrada de la fase líquida a través del trayecto del flujo de la fase líquida a través de la zona primaria de reacción de oxidación está entre aproximadamente 105°C y aproximadamente 120°C. 273. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque la proporción del área superficial del catalizador al volumen de la mezcla de reacción de la fase líquida en la capa primaria fija es desde aproximadamente 100 a aproximadamente 6000 m2/ cm3. 274. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 273, caraderizado además porque la proporción del área superficial del catalizador al volumen de la mezcla de reacción de la fase líquida en la capa primaria fija es desde aproximadamente 200 a aproximadamente 2000 m2/ cm3. 275. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene 02 y la fase líquida y la gaseosa fluyen en sentido de la comente a través de la capa primaria fija. 276. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caracterizado además porque el agente oxidante es un gas que contiene O2 y la fase líquida y la gaseosa fluyen en sentido contrario a la corriente a través de la capa primaria fija. 277. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 242, caraderizado además porque la actividad del catalizador dentro de la capa primaria fija varia a lo largo del trayedo del flujo de la fase líquida a través del reactivo, la actividad del catalizador en una sección corriente arriba de la capa primaria fija con respecto a la dirección del flujo de la fase líquida es inferior a ia adividad dei catalizador en una sección corriente abajo. 278. Un procedimiento para la oxidación catalítica de un substrato de ácido N- (fosfonometil) iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometill)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que comprende el substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de la primera de una serie de zonas de reacción de oxidación, cada una de las cuales comprende un catalizador de oxidación; la oxidación de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la primera zona de reacción de oxidación para producir un producto de reacción de oxidación intermedio; la introducción de un producto de reacción de oxidación intermedio dentro de una segunda zona de reacción de oxidación que comprende una capa fija que contiene un metal noble sobre un catalizador de carbono; y la oxidación del ácido formaldehído y/o fórmico del subproducto en la segunda zona de reacción de oxidación 279. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 278, caracterizado además porque la primera y la segunda zona de reacción de oxidación comprenden una zona de reacción de oxidación continua, el flujo de alimentación acuoso es continua o intermitentemente introducido dentro de la primera zona de reacción de oxidación, el producto de oxidación intermedio es continua o intermitentemente retirado de la primera zona de reacción de oxidación y continua o intermitentemente introducido dentro de ia segunda zona de reacción de oxidación. 280. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 279, caracterizado además porque el producto de reacción de oxidación intermedio es enfriado antes de ser introducido dentro de la segunda zona de reacción de oxidación. 281. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 280, caracterizado además porque cada una de las zonas de reacción de oxidación comprenden una capa fija que contiene un catalizador para la oxidación del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometil) glicina, excepto la última de las series que produce un producto de reacción intermedia que es introducido dentro de la siguiente zona de reacción de oxidación en la serie, y un producto de reacción final que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina que es retirado de la última de las zonas de reacción de oxidación. 282. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 281 , caracterizado además porque la serie comprende más de dos zonas de reacción de oxidación, la mezcla de reacción intermedia que sale de cada una de las primeras dos zonas de reacción de oxidación que son enfriadas antes de ser introducidas dentro de la zona subsiguiente de reacción de oxidación. 283. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 282, caracterizado además porque la mezcla de reacción intermedia es enfriada antes de ser introducida dentro de la zona subsiguiente de reacción de oxidación. 284. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 282, caracterizado además porque la mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 15% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido y dicha mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 12% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina en una base equivalente de ácido. 285. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 284, caracterizado además porque la mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 25% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido y dicha mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 20% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina en una base equivalente de ácido. 286. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 285, caracterizado además porque la mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 35% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido y dicha mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 28% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina en una base equivalente de ácido. 287. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 284, caracterizado además porque una reacción de oxidación final se concentró por la remoción del agua de la misma. 288. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 287, caracterizado además porque dicha mezcla de reacción final se introduce en una zona de evaporación instantánea a la temperatura a la cual sale la última de la serie de reactores. 289. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 278, caracterizado además porque la primera zona de reacción de oxidación comprende una zona de reacción de oxidación sustancialmente vuelta a mezclar dentro de un reactivo del tanque de agitación continua. 290. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N-(fosfonometil)¡minod ¡acético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caraderizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación; la introducción de un gas que contiene 02 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonomet¡l)¡m¡nodiacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometil)giicina, la proporción del caudal de la masa de la fase líquida al caudal de la masa de la fase gaseosa en la capa fija está entre aproximadamente 20 y aproximadamente 800. 291. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación; la introducción de un gas 7 que contiene 02 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonomet¡l)iminodiacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el produdo N-(fosfonometil)glicina, la proporción volumétrica de la fase líquida detenida en la capa fija al volumen total de la capa que está entre aproximadamente 0.1 y aproximadamente 0.5. 292. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometil) glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación; la introducción de un gas que contiene O2 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina, la presión parcial de oxígeno a la salida del líquido de la capa fija no es superior a aproximadamente 7.03 kg/cm2. 293. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 292, caracterizado además porque la presión parcial de oxígeno a la salida del líquido de la capa fija está aproximadamente entre 0.7 y aproximadamente 3.5 kg/cm2. 294. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación; la introducción de un gas que contiene O2 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonomet¡l)iminodlacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometiI)glicina, siendo la presión parcial de oxígeno no mayor a aproximadamente 3.5 kg/cm2 en cualquier lugar en la capa fija a la cual la concentración del substrato ácido N-(fosfonometil) iminodiacético en la fase líquida es inferior a aproximadamente 0.1 ppm. 295. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 294, caracterizado además porque la presión parcial de oxígeno no es mayor que aproximadamente 3.5 kg/cm2 en cualquier lugar en el lecho fijo en el cual la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometiI)iminodiacético en la fase líquida es inferior a aproximadamente 0.2 ppm. 296. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminod¡acético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación, siendo el área superficial del catalizador a la detención del líquido en la capa fija entre aproximadamente 100 y aproximadamente 6000 m2/cm3; la introducción de un agente oxidante dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometil) glicina. 297. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque la proporción del área superficial del catalizador a la detención del liquido en la capa fija está entre aproximadamente 200 a aproximadamente 2000 m2/cm3. 298. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 297, caracterizado además porque la proporción del área superficial del catalizador a la detención del liquido en la capa fija está entre aproximadamente 400 a aproximadamente 1500 m2/cm3. 299. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 297, caracterizado además porque el catalizador comprende platino sobre carbono y la carga de platino en el catalizador es menor a 70% de la carga requerida para proporcionar productividad equivalente en kg de producto de N-(fosfonometil)glicina por kg de catalizador a la misma temperatura en un reactor de tanque agitado usando un catalizador en suspensión de platino sobre carbono. 300. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 297, caracterizado además porque el catalizador comprende un catalizador de platino sobre carbono que contiene menos de 3% de platino. 301. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque la presión parcial promedio integrada de oxígeno a lo largo de la trayectoria de flujo líquido en el lecho fijo por lo menos es de aproximadamente 6.5 kg/cm2. 302. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque la temperatura promedio integrada de la fase líquida en el lecho fijo está entre aproximadamente 80°C y aproximadamente 130°C. 303. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque la presión parcial de oxígeno no es mayor a aproximadamente 3.5 kg/cm2 en una ubicación en el lecho fijo en el cual la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonomet¡l)iminodiacético en ia fase líquida es inferior a aproximadamente 0.1 ppm 304. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque la presión parcial de oxígeno no es mayor a aproximadamente 3.5 kg/cm2 en una ubicación en el lecho fijo en el cual la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la fase líquida es inferior a aproximadamente 0.2 ppm 305. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 296, caracterizado además porque el uso de oxígeno en la zona de reacción de oxidación está entre aproximadamente 50% y alrededor de 95%. 306. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N- (fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N- (fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con un catalizador de oxidación; la introducción de un gas que contiene O2 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometil)glicina, siendo la presión parcial promedio integrada de oxígeno a lo largo del trayecto del flujo de líquido en la capa fija de por lo menos aproximadamente 3.5 kg/cm2 y siendo la temperatura promedio integrada de la fase líquida en la capa fija entre aproximadamente 80°C y aproximadamente 130°C. 307. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 306, caracterizado además porque la presión parcial promedio integrada de oxígeno a lo largo del trayecto del flujo de liquido en la capa fija es por lo menos de aproximadamente 7.03 kg/cm2 y la temperatura promedio integrada de la fase liquida en la capa fija está entre aproximadamente 105°C y aproximadamente 120°C. 308. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 306, caracterizado además porque la presión parcial promedio integrada de oxígeno en la salida de líquidos del lecho fijo no es mayor que aproximadamente 7.03 kg/cm2. 309. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 306, caraderizado además porque la presión parcial de oxígeno no es mayor que aproximadamente 3.5 kg/cm2 en cualquier parte del lecho en donde la concentración del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en la fase líquida es inferior a aproximadamente 0.1 ppm. 310. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para producir un producto N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: la introducción de un flujo de alimentación acuoso que contiene un substrato ácido N-(fosfonometil)¡minodiacético dentro de una zona de reacción de oxidación que tiene una capa fija con cuerpos catalizadores de oxidación y otros medios para promocionar la transferencia de la masa gas/líquido; la introducción de un gas que contiene O2 dentro de la zona de reacción de oxidación; y la oxidación continua del substrato ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto N-(fosfonometiI)glicina en la zona de reacción de oxidación, produciendo en consecuencia una mezcla de reacción de oxidación que comprende el producto N-(fosfonometiI)glicina. 311. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 310, caraderizado además porque esos otros medios para promover la transferencia de la masa gas/líquido, comprende una concentración inerte. 312. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 311 , caracterizado además porque esa concentración funciona como díluyente para el catalizador, regulando por lo tanto la actividad de la capa del catalizador. 313. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 312, caracterizado además porque la actividad de la capa del catalizador varia en la dirección del flujo del fluido como una función de variación del área superficial de los cuerpos catalizadores relativa al área superficial de la concentración inerte en esa dirección. 314. Un procedimiento de conformidad con la reivindicación 311 , caracterizado además porque el empaque inerte se selecciona del grupo que consiste de anillos, sillas y empaque estructurado. 315. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para producir un producto de N-(fosfonometil)glicina, el procedimiento caracterizado porque comprende: introducir una corriente de alimentación de fase líquida que comprende una mezcla de alimentación acuosa comprendiendo el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético en una zona de reacción de oxidación primaria, la zona de reacción de oxidación primaria que comprende un lecho fijo que contiene un catalizador de oxidación; la introducción de un agente de oxidación en la zona de reacción de oxidación primaria; oxidar continuamente el sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto de N-(fosfonometil)glicina en la zona de reacción de oxidación primaria, produciendo así una corriente de salida de fase líquida que comprende una mezcla de reacción primaria que comprende el produdo de N-(fosfonometil)glicina y sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético; y retirar la corriente de salida de fase líquida de la zona de reacción de oxidación primaria, el régimen de introducción de dicha corriente de alimentación de fase líquida y el retiro de dicha corriente de salida de fase líquida siendo tales que la velocidad espacial en horas de la fase líquida en el lecho fijo con base en el volumen de lecho total está entre aproximadamente 0.5 hr"1 y aproximadamente 20 hr"1. 316. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque la velocidad espacial en horas de la fase líquida en el lecho fijo está entre aproximadamente 3 hr"1 y aproximadamente 20 hr"1. 317. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque la conversión del sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al produdo de N-(fosfonometiI)glicina dentro de dicho lecho fijo por lo menos es de aproximadamente 50%. 318. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque dicha velocidad espacial en horas del líquido está entre aproximadamente 0.5 hr"1 y alrededor de 5 hr"1 y la conversión del sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al producto de N- (fosfonometil)glicina dentro del lecho fijo es de por lo menos aproximadamente 95%. 319. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque el sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético residual en la mezcla de reacción de oxidación primaria no es mayor que aproximadamente 0.2 ppm. 320. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 319, caracterizado además porque dicha mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 15% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido, y en donde se produce una mezcla de reacción final el cual contiene por lo menos 12% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido, dicha mezcla de reacción de oxidación final que comprende dicha mezcla de reacción de oxidación primaria, un producto primario que comprende una fracción de dicha mezcla de reacción de oxidación primaria, o una mezcla de reacción adicional introduciendo dicha mezcla de reacción primaria o dicha fracción de producto primario en un sistema de reacción secundaria que comprende una o más zonas de reacción adicional para la oxidación adicional del sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético al produdo de N-(fosfonometil)glicina y/o oxidación de formaldehído o ácido fórmico. 321. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 320, caraderizado además porque dicha mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 25% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido y dicha mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 20% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido. 322. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 321 , caracterizado además porque dicha mezcla de alimentación acuosa contiene por lo menos aproximadamente 35% en peso de una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético sobre una base equivalente de ácido y dicha mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 28% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)gllcina sobre una base equivalente de ácido. 323. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 320, caracterizado además porque una reacción de oxidación final se concentró por la remoción de agua de la misma. 324. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 323, caraderizado además porque dicha mezcla de reacción final se introdujo en una zona de evaporación instantánea en donde la presión es inferior a la presión de vapor de dicha mezcla de oxidación final a la temperatura a la cual sale del reactor primario o del sistema de reacción secundario. 325. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 323, caracterizado además porque la remoción de agua del produdo de reacción de oxidación final produce una solución concentrada que contiene por lo menos aproximadamente 40% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)giicina sobre una base equivalente de ácido. 326. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 325, caracterizado además porque la remoción de agua del producto de reacción de oxidación final produce una solución concentrada que contiene por lo menos aproximadamente 40% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido. 327. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque la temperatura de dicha corriente de salida de fase líquida de dicha zona de reacción primaria se mantuvo por debajo de una temperatura de reacción adiabática autógena de referencia que podría resultar de la absorción por dicha mezcla de reacción primaria del calor de la reacción generado en la zona de reacción primaria en ausencia de cualquier medida para mantener una temperatura de salida inferior. 328. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 327, caracterizado además porque mantiene la temperatura de dicha corriente de salida de fase líquida por debajo de dicha temperatura de referencia comprende enfriar el lecho fijo por transferencia indireda de calor a un fluido de enfriamiento que comprende una transferencia de calor o fluido de procedimiento que fluye a través de un condudo dentro o en contacto con dicho lecho. 329. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 328, caraderizado además porque el lecho fijo se deposita dentro de la cubierta o tubo lateral de un intercambiador de calor de la cubierta y tubo, el fluido de enfriamiento siendo pasado a través del otro lado del intercambiador. 330. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 329, caracterizado además porque dicho lecho fijo comprende lechos de componentes múltiples dispuestos por separado en los tubos de un intercambiador de calor de la cubierta y el tubo, la mezcla de alimentación acuosa y oxidante siendo distribuidos entre ios lechos del componente para la conversión en los mismos de dicho sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético a dicho producto de N-(fosfonometil)glicina, dicho fluido de enfriamiento fluyendo a través del lado de la cubierta del intercambiador de calor. 331. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 329, caracterizado además porque el lecho fijo está contenido dentro de la cubierta de un intercambiador de calor de la cubierta y el tubo. 332. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 327, caracterizado además porque dicho lecho fijo comprende un metal noble sobre el catalizador de carbono y la mezcla de reacción de fase líquida pasa sustancialmente en flujo calibrado a través de dicho lecho fijo dentro del intercambiador de calor, promoviendo así la oxidación de formaldehído derivado y/o ácido fórmico en el mismo. 333. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 327, caracterizado además porque mantiene la temperatura de dicha fase líquida que sale del lecho debajo de la temperatura a la que se hace referencia comprende introducir en el lecho una fracción de recirculación que comprende N-(fosfonometil)glicina en la reacción en donde dicha fracción de recirculación se ha enfriado externamente a dicho lecho fijo, la corriente de alimentación de fase líquida comprende la mezcla de alimentación acuosa y la fracción de recirculación. 334. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 333, caracterizado además porque comprende: dividir la corriente de salida de fase líquida en una fracción de producto primaria y una fracción de circulación del reactor secundaria; pasando la corriente de salida de fase líquida o la fracción de recirculación de reactor primaria a través del intercambiador de calor para la remoción de calor de oxidación del sustrato del ácido N-(fosfonometil)iminodiacético; y regresar la fracción de recirculación del reador primaria a la zona de reacción de oxidación primaria. 335. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 334, caracterizado además porque la mezcla de reacción primaria pasa a través de dicho ¡ntercambiador de calor antes de que se divida la mezcla de reacción primaria. 336. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 315, caracterizado además porque el catalizador comprende un catalizador de platino sobre carbono que comprende no más de 3% de platino sobre una base de catalizador total. 337. Un procedimiento continuo para la oxidación catalítica de un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético para producir un producto de N-(fosfonometil)glicina, caracterizado porque comprende: introducir una primera corriente de alimentación del componente que comprende un sustrato de N-(fosfonometil)iminod¡acét¡co en la primera de una serie de zonas de reacción continua, cada una de dicha serie de las zonas de reacción que comprende un catalizador de oxidación; la introducción de un oxidante en dicha primera de dichas series de las zonas de reacción; oxidar catalíticamente el sustrato en la primera zona de reacción para producir una mezcla de reacción intermedia que contiene producto de N-(fosfonometil)giicina; transferir la mezcla de reacción intermedia que sale de la primera zona de reacción a la segunda de las series de las zonas de reacción; oxidar catalíticamente el sustrato en cada una de ias series de las zonas de reacción; retirar una mezcla de reacción intermedia de cada una de las zonas de reacción; introducir en cada zona de reacción subsiguiente la mezcla de reacción intermedia producida en la zona de reacción precedente; introducir una corriente de alimentación del componente adicional en cada una de una o más de las zonas de reacción subsiguientes de la primera zona de reacción en dicha serie, cada corriente de alimentación adicional comprendiendo un sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético; introducir un oxidante en una o más zonas de reacción subsiguiente a dicha primera zona de reacción en dicha serie; y retirar un producto de reacción final de la última en la serie de las zonas de reacción. 338. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 337, caraderizado además porque la corriente de alimentación del componente adicional que comprende un sustrato de ácido N-(fosfonometil)-iminodiacético se introduce en cada una de las series de las zonas de reacción. 339. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 338, caracterizado además porque un oxidante en cada una de la serie de las zonas de reacción. 340. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 339, caracterizado además porque comprende por lo menos tres zonas de reacción continua en dicha serie. 341. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 337, caracterizado además porque una o más de las corrientes de alimentación del componente adicional contiene sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético. 342. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 337, caracterizado además porque dicho sustrato de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético comprende una sal soluble en agua de ácido N-(fosfonometil)iminodiacético y la concentración promedio de dicha sal entre las soluciones de alimentación del componente de tal forma que la mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 10% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido. 343. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 342, caracterizado además porque la concentración promedio de la sal en las soluciones de alimentación de componentes es tal que una mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 20% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido. 344. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 343, caracterizado además porque la concentración promedio dicha sal en las soluciones de alimentación del componente es tal que la mezcla de reacción de oxidación final contiene por lo menos aproximadamente 28% en peso de una sai soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido. 345. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 341 , caracterizado además porque una reacción de oxidación final se concentra por la remoción de agua de la misma. 346. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 345, caraderizado además porque dicha mezcla de reacción final se introduce en una zona de evaporación instantánea en donde la presión es inferior a la presión del vapor de la mezcla de oxidación final a la temperatura a la cual sale y el reactor primario del sistema de reacción secundaria. 347. El procedimiento de conformidad con la reivindicación 345, caracterizado además porque la remoción de agua del producto de reacción de oxidación final produce una solución concentrada que contiene por lo menos aproximadamente 40% en peso de una sal soluble en agua de N-(fosfonometil)glicina sobre una base equivalente de ácido.