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PROCESO PARA PREPARAR UN ÓXIDO DE OLEFINA A PARTIR DE OLEFINA E HIDROPERÓXIDO ORGÁNICO
La presente solicitud reclama el beneficio de la Solicitud Provisional de Patente Norteamericana Serie No. 60/337,954, presentada en Diciembre 5, 2001. Campo de la Invención La presente invención pertenece a un proceso mejorado para preparar un óxido de olefina tal como un óxido de propileno, a partir de una olefina, tal como propileno y un hidroperóxido orgánico, tal como hidroperóxido de etilbenceno. Se obtiene un alcohol tal como un alcohol a-feniletílico como un derivado del proceso'de la presente invención. Antecedentes de la Invención Los óxidos de olefina, preferentemente el óxido de propileno, son productos químicos de utilidad valiosa que son utilizados para alcoxilar los alcoholes para formar los polioles de polialquileno poliéter, tales como polioles de polipropileno poliéter, los cuales encuentran una utilidad importante en la manufactura de poliuretanos y elastómeros sintéticos. Más específicamente, el óxido de propileno también es utilizado en la fabricación de polipropilénglicol, y dipropilénglicol, así como de isopropanolamina. El propilénglicol encuentra utilidad como un anticongelante, y líquido para frenos, y en la fabricación de poliuretanos y resinas de poliéster. El dipropilénglicol también encuentra utilidad en la fabricación de resinas. La ¡sopropanolamina encuentra utilidad en formulaciones de tensioactivos. Se conocen procesos para preparar los óxidos de olefina, tales como el óxido de propileno, mediante la reacción de la fase líquida de una olefina, tal como propileno, con ciertos hidroperóxidos orgánicos, tales como hidroperoxido de butilo terciario, hidroperoxido de eumeno o hidroperoxido de etilbenceno, tal y como se describió, por ejemplo, en las Solicitudes de Patente Norteamericanas Nos. US 3,350,422 y US 3,351,635. Se ha enseñado que los productos deben de ser realizados en reactores de lote que ofrecen un control aceptable dé la temperatura de reacción, pero que carecen de una productividad aceptable para su comercialización. Más particularmente, la Patente Norteamericana No. US 3,350,422 enseña el uso de naftenato de vanadio como catalizador y una adición por etapas del hidroperoxido orgánico al reactor del lote. De una manera no ventajosa, la selectividad para el óxido de olefina, particularmente el óxido de propileno, lograda mediante el proceso descrito es baja. La Patente Norteamericana No. US 3,351,635 describe un proceso similar que es realizado en la presencia de una cantidad catalítica de un catalizador de molibdeno, tungsteno, titanio, columbio, tantalio, renio, selenio, cromo, zirconio, telurio o uranio. Se describen las adiciones increméntales y por etapas del hidroperoxido orgánico a la reacción. Cuando el hidroperoxido de etilbenceno es utilizado como oxidante, el proceso descrito logra una conversión de hidroperóxido que no es aceptable, y una selectividad que no es aceptable para el óxido de propileno, basada en el hidroperóxido convertido. Específicamente, son obtenidas una conversión del hidróxido de etilbenceno de solamente el 79%, y una selectividad para el óxido de propileno de solamente el 72%. Varias otras realizaciones de diseño de la reacción de una olefina con un hidroperóxido orgánico han sido evaluadas y descritas. En la Patente Norteamericana No. US 5,840,933, se emplea un catalizador sólido en una serie de zonas de reacción separadas. La olefina, por ejemplo, el propileno y el oxidante de hidroperóxido, por ejemplo, hidroperóxido de etilbenceno son combinados en una alimentación, y la alimentación combinada es alimentada a cada zona de reacción. El atractivo principal del diseño parece ser el manejo del calor producido por la reacción exotérmica, pero el proceso no ofrece una mejora particular en la selectividad al óxido de olefina. En la Patente Norteamericana No. US 5,849,937 se describe otro proceso para la reacción de una olefina, tal como propileno, y un hidroperóxido orgánico, tal como hidroperóxido de etilbenceno en un sistema de reactor múltiple utilizando un catalizador heterogéneo. El diseño proporciona la remoción del servicio de uno o más reactores en una serie de reactores interconectados para hacer posible la regeneración del catalizador desactivado.
N uevamente, la al imentación de olefina es combinada con la alimentación de h idroperóxido, y la al i mentación combinada es al imentada a los reactores seleccionados. El proceso no ofrece u na mejora particular de la selectividad al óxido de olefina , más específicamente, al óxido de propileno. Adicional mente, la Patente N orteamericana No. US 5,41 0, 077 describe la reacción del propi leno con hidroperóxido de butilo terciario en la presencia de u n alcohol t-butílico y un catalizador homogéneo de molibdeno, en u n sistema de reactor que comprende un pri mer segmento isotérm ico y un segu ndo segmento adiabático. El segmento adiabático es agregado para obtener la conversión adicional del hid roperóxido. Se ha enseñado que el segmento isotérmico com prende además una pluralidad de por lo menos cuatro reactores enfriados internamente interconectados de manera consecutiva. En este sistema del reactor, la alimentación total de h id roperóxido de buti lo terciario, es dividida para producir una porción de la alimentación total de hid roperóxido de butilo terciario a cada uno de los reactores en el seg mento isotérmico. Limitando la cantidad de la alimentación de hidroperóxido terciario de buti lo a cada reactor en el segmento isotérmico, se controla la exotermia de la reacción y la tem peratura de reacción permanece esencialmente isotérmica. Igual que con otros documentos de la técnica anterior, la Patente U S 5,41 0,077 parece permanecer silenciosa con respecto al comportamiento del escu rrimiento del tapón . Adicional mente, la Patente US 5,410,077 permanece silenciosa con respecto a la posibilidad de reemplazar el hidroperóxido de butilo terciario por hidroperóxido de etilbenceno. Es conocido que el hidroperóxido de etilbenceno facilita la epoxidación de las olefinas, tales como propileno, en un índice más rápido que el hidroperóxido de butilo terciario; sin embargo, el uso del hidroperóxido de etilbenceno posee problemas especiales. El hidroperóxido de etilbenceno es significativamente menos estable que el hidroperóxido de butilo terciario. Además, mientras el hidroperóxido de butilo terciario se descompone por esencialmente una trayectoria para formar un alcohol butílico terciario, el hidroperóxido de etilbenceno se descompone por una variedad de trayectorias para formar una variedad de productos de descomposición, incluyendo el alcohol a-feniletílico (a-metilfenil carbinol), acetofenona, y ácido benzoico, entre otros. Por consiguiente, la selectividad al óxido de olefina, basada en las moles del hidroperóxido orgánico convertido, generalmente es más baja cuando se emplea el hidroperóxido de etilbenceno como oxidante, comparado con el hidroperóxido de butilo terciario. Sumario de la Invención En vista de todo lo anterior, sería deseable descubrir un proceso mejorado para preparar un óxido de olefina, tal como un óxido de propileno, preferentemente utilizando, hidroperóxido de etilbenceno como oxidante, en lugar de hidroperóxido de butilo terciario. Dicho proceso se beneficiaría del índice aumentado de epoxidación proporcionado por el hidróxido de etilbenceno. Por lo tanto, dicho proceso podría ser operado de manera provechosa en una temperatura más baja que el proceso análogo con el hidroperóxido de butilo terciario, mientras que todavía logra una conversión comparable del hidroperóxido. Más preferentemente, sería deseable lograr un índice más alto de epoxidación, y una conversión comparable del hidroperóxido orgánico en una selectividad mejorada al óxido de olefina, basado en las moles de hidroperóxido orgánico convertido. El control aceptable de la exotermia de reacción también es un resultado deseado, así como un manejo seguro del hidroperóxido orgánico. Un proceso con todas las propiedades anteriormente mencionadas proporcionaría un método de preparación de óxido de olefina atractivo y más productivo, comparado con los métodos de la técnica anterior. La presente invención proporciona un proceso novedoso y
¦mejorado para preparar un óxido de olefina y un alcohol derivado. La invención generalmente comprende poner en contacto una fase líquida que comprende una olefina, y un hidroperóxido orgánico en la presencia de un catalizador de epoxidación, bajo las condiciones de proceso suficientes para preparar el óxido de olefina y el alcohol derivado. Una de las características particulares de la presente invención, es que el contacto de la olefina con el hidroperóxido orgánico se lleva a cabo en un sistema del reactor que proporciona una adición por etapas del hidroperóxido orgánico, caracterizado porque la alimentación primaria del hidroperóxido orgánico está d ividida eri una plu ralidad de corrientes de alimentación de hid roperóxido orgán ico (a las que nos referimos en lo sucesivo como "corrientes divididas de alimentación de hid roperóxido orgánico") . Y las corrientes divididas de alimentación de hid roperóxido orgánico son d istribuidas entre las zonas de reacción , o reactores, o ambos, en el sistema de reacción . Como una característica adicional del proceso novedoso de la presente invención , él sistema del reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón de la fase líquida. Bajo las condiciones novedosas del proceso de la presente invención , se preparan un óxido de olefi na y un alcohol derivado a partir de una olefina y un hidroperóxido orgánico. En una modalidad preferida de la presente invención , se utilizan propileno e hid roperóxido de etil benceno para preparar el óxido de propileno y el derivado correspondiente de alcohol a-feniletílico. Utilizando como oxidante el hidroperóxido de etilbenceno, se logra un índice de reacción mejorado comparado con el Uso del hidroperóxido de butilo terciario como oxidante. Si se desea , el proceso preferido de la presente invención puede ser operado a una temperatura más baja que el proceso análogo con hidroperóxido de butilo terciario , mientras que todavía se log ra una conversión comparable del hid roperóxido. Como una ventaja general adicional de la presente invención , la adición por etapas del hidroperóxido orgánico proporciona de manera provechosa un control aceptable sobre la temperatura del proceso y una seguridad mejorada del manejo del hidroperóxido. En una modalidad preferida de la presente invención, los sistemas de enfriamiento están asociados con cada reactor, permitiendo de este modo, que el proceso proceda provechosamente en una temperatura óptima controlada. Todavía una ventaja adicional de la presente invención, es que el sistema de reactor puede ser mantenido fácilmente en una presión esencialmente autógena requerida para mantener los reactivos en la fase líquida. Más ventajosamente, en el proceso de la presente invención, el diseño del reactor minimiza la retromezcla, es decir el flujo de elementos del fluido de reacción en direcciones diferentes a la dirección delantera de la mezcla de reacción al granel. La retromezcla ocurre cuando no todos los elementos de la fase líquida tienen el mismo tiempo de permanencia en el reactor, y se ha descubierto que la retromezcla puede ser perjudicial para producir el óxido de olefina obtenido. Por lo tanto, es deseable la minimización o eliminación de la retromezcla. Comparado con los procesos de la técnica anterior, la combinación novedosa de las características de operación descritas anteriormente, proporciona un proceso mejorado para producir óxido de olefina, preferentemente óxido de propileno, en una selectividad significativamente más alta, basada en el óxido de los oxidantes de hidroperóxido convertidos. Breve Descripción de los Dibujos La figura 1 ilustra una modalidad preferida del proceso de la presente invención, caracterizado porq ue el proceso es realizado en un sistema de reactor que comprende un solo reactor dividido en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente, diseñadas para facilitar el comportamiento de escu rrim iento del tapón . La olefina, preferentemente el propileno, es alimentado a una primera zona de reacción, mientras que el hid roperóxido orgánico, preferentemente h idroperóxido de etilbenceno es alimentado a cada una de las zonas de reacción . La figura 2 ilustra una segunda modalidad preferida del proceso de la presente invención , caracterizado porque el proceso es realizado en u n sistema de reactores m últiples que comprende una pluralidad de reactores interconectados consecutivamente. Cada reactor está dividido en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente, diseñadas para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón . La olefina , preferentemente propileno, es alimentada al primer reactor del sistema del reactor m ientras que el hid roperóxido orgánico, preferentemente hidroperóxido de etilbenceno es alimentado a cada reactor del sistema de reactores mú ltiples. Descripción Detallada de la Invención La invención novedosa aquí presentada pertenece a un proceso de prepa ración de u n óxido de olefina y un derivado de alcohol . La presente invención en su concep*to más amplio comprende poner en contacto una fase l íquida que comprende una olefina y un hidroperóxido orgánico en la presencia de un catalizador de epoxidación, bajo condiciones del proceso suficientes para preparar el óxido de olefina y el derivado de alcohol. En la presente invención , el contacto de la olefina y el hidroperóxido orgánico se lleva a cabo en un sistema de reactor que proporciona una adición por etapas del hidroperóxido orgán ico , caracterizado porque la al imentación primaria de hidroperóxido orgánico es dividida en una pl uralidad de corrientes de alimentación de h idroperóxido orgán ico (a las que nos referimos en lo sucesivo como "corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico") , y las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico son distribuidas entre las zonas de reacción , o reactores, o ambos, en el sistema de reacción . Como una característica novedosa adicional en el proceso de la presente invención , el sistema de reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón de la fase líq uida . En una modalidad preferida, el proceso novedoso de la presente invención se refiere a la preparación de óxido de propileno y un derivado de alcohol. La presente invención en esta modalidad preferida , comprende poner en contacto una fase l íquida que comprende propileno y un hidroperóxido orgánico en la presencia de un catalizador de epoxidación , bajo condiciones del proceso suficientes para preparar óxido de propileno y el derivado de alcohol . El proceso novedoso comprende una combinación de características que proporciona la selectividad aumentada al óxido de propileno, basada en el oxidante de hidroperóxido orgánico que se ha hecho reaccionar. En particular, el proceso comprende poner en contacto el propileno y el hid roperóxido orgánico en un sistema de reactor diseñado para la adición por etapas del hidroperóxido orgánico , caracterizado porque la alimentación primaria de h idroperóxido orgánico está dividida en una pluralidad de corrientes divididas de alimentación de h idroperóxido orgánico, y las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico son distribuidas entre las zonas de reacción, o reactores, o ambos, en el sistema del reactor. Como una característica adicional del proceso novedoso de la presente invención, el sistema de reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón , con el fin de red ucir la retromezcla de la fase líquida. La retromezcla ocurre cuando los elementos de la mezcla de reacción de fase líquida fluyen en direcciones diferentes a la dirección delantera de la mezcla de reacción al granel, y como consecuencia, no todos los elementos fluidos experimentan la misma historia conforme pasan a través del reactor. Se ha descubierto que la retromezcla es perjudicial para producir el óxido de olefina obtenido. Por lo tanto, es deseable la minimización o eliminación de la retromezcla. En una modalidad más preferida, la presente invención comprende poner en contacto una fase líquida que comprende propileno e hidroperóxido de etilbenceno en la presencia de un catalizador de epoxidación , bajo condiciones del proceso suficientes para preparar óxido de propileno y alcohol a- feniletí lico. El proceso novedoso de la presente invención comprende además una combinación de características que proporcionan la selectividad aumentada al óxido de propileno basada en el oxidante de hidróxido de etilbenceno, que se ha hecho reaccionar. En particular, el proceso comprende poner en contacto propileno e hidroperóxido de etilbenceno en un sistema de reactor diseñado para una adición por etapas del hidroperóxido de eti lbenceno, caracterizado porq ue una alimentación primaria de hid roperóxido de etilbenceno es dividida en una pluralidad de corrientes de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno, y las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno son distribuidas entre las zonas de reacción, o los reactores, o ambos, en el sistema del reactor. Como una característica adicional del proceso preferido , el sistema de reactor comprende uno o más medios para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón . En otra modalidad preferida , el sistema de reactor empleado en el proceso anteriormente mencionado de la presente invención comprende un solo reactor que está dividido en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente. El reactor comprende además uno o más medios para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón de la fase líquida, y el reactor también está asociado con medios de enfriamiento. Por medio de la operación , la olefina es alimentada a una primera zona de reacción en el sistema de un solo reactor. En contraste, la alimentación total del hidroperóxido orgánico es agregada al sistema del reactor en etapas, dividiendo la alimentación en una pl u ralidad de corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico, y distribuyendo las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico a una pluralidad de zonas de reacción en el sistema del reactor. En una modalidad de operación más preferida, la alimentación dividida de hidroperóxido orgánico es alimentada a cada zona de reacción . En otra modalidad más preferida, una porción del hidroperóxido orgánico y opcionalmente el catalizador es alimentada a la primera zona de reacción , mientras que el resto del hidroperóxido orgánico y opcionalmente el catalizador, son alimentados a una zona localizada en el punto medio del reactor (más o menos una 'zona del reactor). Las porciones pueden ser divididas de manera uniforme o por cualquier otra fracción deseada . En otra modalidad preferida , el sistema del reactor empleado en el proceso anteriormente mencionado de la presente invención , es un sistema de reactores múltiples que comprende una pluralidad de reactores interconectados consecutivamente. Cada uno de los reactores de este sistema de reactores múltiples está dividido en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente. Además, cada reactor está diseñado como uno o más medios para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón . En esta modalidad preferida, cada reactor del sistema del reactor también está asociado con medios de enfriamiento. Por medio de la operación, la olefina es alimentada a un primer reactor del sistema de reactores múltiples. En contraste, la alimentación total de hidroperóxido orgánico es agregada al sistema del reactor en etapas dividiendo la alimentación en una pluralidad de corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico y distribuyendo las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido orgánico al sistema del reactor. Más específicamente, la pluralidad de corrientes divididas de al imentación de hidroperóxido orgánico es distribuida entre la pluralidad de reactores interconectados consecutivamente en el sistema de reactores m últiples. En una modalidad de operación más preferida, cada reactor es alimentado con una de las corrientes divididas de alimentación de hidroperóxido. En otra modalidad preferida, una porción del hidroperóxido orgánico y opcionalmente el catalizador es alimentada al primer reactor, mientras que el resto del h idroperóxido y el catalizador opcional son alimentados en un reactor localizado en u n punto medio del sistema de reactores múltiples (más o menos un reactor). Las porciones pueden ser divididas de manera igual o por cualquier otra fracción , según se desea. En la modalidad más preferida del sistema de un solo reactor, el reactor es dividido en 4 o más zonas de reacción, las cuales están interconectadas consecutivamente y diseñadas para facilitar el comportamiento de escurrim iento del tapón . En una modalidad más preferida del sistema de reactores mú ltiples, la pluralidad de reactores ¡nterconectados consecutivamente comprende 2 o más reactores; estando diseñados cada uno para facil itar el comportamiento de escurrimiento del tapón , más preferentemente, estando segmentado cada uno en 4 o más zonas de reacción . En otra modalidad más preferida de la presente invención , cada uno de los reactores de la pluralidad de reactores ¡nterconectados consecutivamente es un reactor adiabático. Aunque el proceso de la presente invención puede ser em pleado con cualquier hidroperoxido orgánico, en este momento el hidroperóxido" orgánico preferido es seleccionado de hidroperoxido de etilbenceno e hidroperóxido de eumeno, o una mezcla de los mismos. A continuación se presenta una descripción detallada de las figuras 1 y 2. En los casos en que la descripción se refiere al uso de hidroperóxido de etilbenceno, deberá quedar entendido que cualquier otro hidroperóxido orgánico que se pueda operar puede substituir el hidroperóxido de eti lbenceno , incluyendo h idroperóxido de eumeno. De un modo similar, en donde la descripción se refiere a proplleno , deberá quedar entendido que cualquier olefina que se puede operar puede substituir el propileno. Por consiguiente, la composición de la corriente del prod ucto dependerá de la olefina especifica y el hidroperóxido orgánico empleados. Haciendo referencia a la figura 1 , se ilustra un sistema de reactor preferido que comprende un solo reactor isotérmico orientado horizontalmente que está dividido en ocho zonas de reacción (1 31 , 1 32, 133, 1 34, 1 35 , 136 , 1 37 y 1 38). Las zonas de reacción son formadas por siete divisiones dentro del reactor (141 , 142, 143, 144, 145, 146 , 147), estando cada división esencial mente perpendicular en relación con el eje horizontal del reactor, y de preferencia, consistiendo cada división de una desviación adj unta a un extremo de la pared interior del reactor. En la ilustración mostrada, la desviación no alcanza completamente la pared interior opuesta, sino más bien se detiene antes de la pared interior opuesta dejando, por lo tanto , un espacio abierto entre la orilla de la desviación y la pared. El espacio abierto está diseñado para proporcionar el flujo de fluido de una o más zonas de reacción a la siguiente; pero el espacio de preferencia no es tan grande como para permitir la retromezcla substancial del fluido. La presencia de 3 o más desviaciones y 4 o más zonas de reacción , general mente proporciona un comportamiento esencial de escurrimiento del tapón en el reactor. Aunque puede ocurrir alguna retromezcla dentro de una zona de reacción determinada, esencialmente no ocurre la retromezcla entre las zonas de reacción sucesivas. Aunque el número de divisiones y las zonas de reacción dependerá de la escala y diseño del reactor, generalmente , cada reactor comprende menos de 1 5 zonas de reacción, preferentemente, menos de 12 zonas de reacción . En la modal idad preferida ilustrada en la figura 1 , el reactor está equipado con serpentines de enfriamiento interno (sombreados en líneas horizontales, ilustrados por el número 140) que tiene la capacidad de mantener la capacidad de isotermía de la fase líquida. Un fluido de transferencia de calor o refrigerante líquido entra en los serpentines de enfriamiento por medio de la línea de la imitación de fluido de la transferencia de calor 100. El fluido de transferencia de calor o refrigerante líquido sale de los serpentines de enfriamiento por medio de la línea de salida del fluido de transferencia de calor 105. Una solución que contiene la alimentación de polipropileno, el catalizador y un solvente entra en el reactor a través de la línea de alimentación 120. · Una alimentación primaria de hidroperóxido de etilbenceno, mostrada como la línea de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno 110, está dividida en ocho líneas de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno (111, 112, 113, 114, 115, 116, 117 y 118), estando distribuida cada una de las mismas a una de las zonas de reacción o alimentadas al cruce de dos zonas de reacción que se juntan. Opcionalmente, la alimentación del catalizador también puede ser dividida y alimentada con el hidroperóxido de etilbenceno. En la figura 1, el fluido de transferencia de calor y la corriente de alimentación del reactivo se muestran como que están fluyendo en la misma dirección; sin embargo, es aceptable una modalidad alternativa, en donde el fluido de transferencia de calor fluye en una dirección en contracorriente contra el flujo de la corriente de alimentación del reactivo. Una corriente del producto comprende óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, solvente, catalizador, propileno sin reaccionar, e hidróxido de etil benceno sin reaccionar, si lo hay, y los derivados, generalmente acetofenona, que salen del reactor a través de la línea del producto 1 25. La corriente del producto efluente en la línea del producto efluente 125 es transmitida a una unidad de separaciones (no mostrada en la figura) para la recuperación de los productos, es decir, el óxido de propileno y el alcohol oc-feniletílico. La materia prima sin reaccionar, tal como el propileno, así como el solvente y el catalizador, pueden ser recuperados de la línea del efluente 125 y reciclados al reactor. En una modalidad alternativa, el reactor de la figura 1 está repetido en una pluralidad de reactores conectados en serie. Haciendo referencia a la figura 2, se ilustra un sistema preferido de reactores múltiples que comprende ocho reactores orientados verticalmente, interconectados consecutivamente (unidades 22, 32 , 42 , 52, 62 , 72 , 82 y 92) . Cada uno de los reactores es individualmente ya sea un reactor isotérmico o adiabático, y de preferencia, un reactor adiabático . I nternamente, cada reactor está dividido en una pl uralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente . de la manera descrita en la figura 1 . En la figura 2, el control del calor es externo a los reactores, de modo que un intercambiador de calor está situado entre cada par de reactores unidos (unidades 24 , 34, 44, 54, 64, 74 y 84). Las alimentaciones primarias son proporcionadas como l íneas de alimentación 1 0, 1 5 y 1 8. La línea de alimentación primaria 1 0 es una línea de suministro para una alimentación in icial q ue comprende propileno, solvente (por ejemplo , etilbencenos o eumenos), y catalizador de epoxidación. La línea de alimentación primaria 5, la cual continúa como la l ínea de alimentación 1 8 , proporciona una línea de suministro que comprende hidroperóxido de etilbenceno y solvente. En la figura 2 , la alimentación primaria de h idroperóxido de etilbenceno en la línea de alimentación 1 8, está dividida en ocho alimentaciones divididas de h idroperóxido de etilbenceno como las l íneas divididas de alimentación de hidroperóxido (25, 35, 45, 55, 65, 75, 85 y 95). Opcionalmente, si se desea , el catalizador de epoxidación puede ser agregado a cualquiera de las líneas de alimentación divididas de hidroperóxido en un punto cercano a la entrada del reactor. En el proceso, la alimentación inicial q ue comprende propileno, solvente y el catalizador de epoxidación en la l ínea de alimentación primaria 10 , es combinada con la alimentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno proveniente de la línea de alimentación dividida de h idroperóxido de etilbenceno 25 para formar una corriente de reactivo combinada en la línea de alimentación 23 , que comprende propi leno, hidroperóxido de etilbenceno, solvente y el catalizador de epoxidación, la cual es alimentada a una primera un idad del reactor 22. (De manera ventajosa, las alimentaciones combinadas deben de ser mezcladas adecuadamente antes de la introducción al reactor). U na primera corriente del producto efluente que comprende óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, solvente, propileno sin reaccionar, catalizador, hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si lo hay, y cualesq uiera derivados tales como acetofenona , es obtenido del primer reactor 22, como la primera corriente del producto efluente 20. La primera corriente del producto efluente 20 es pasada a través del intercambiador de calor 24 en donde la corriente del efluente es enfriada con un líquido de enfriamiento en la línea de líquido de enfriamiento 26 (flecha 26) para recuperar u na primera corriente de producto efluente intercambiada por calor en la primera línea de corriente de producto efluente intercambiada por calor 21 . La primera corriente de producto efl uente intercambiada por calor en la primera línea de corriente de producto efluente intercambiada por calor 21 es combinada con una segunda alimentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno obtenida desde la l ínea de alimentación dividida de hidroperóxido 35 para formar una segunda corriente de ali mentación combinada del reactor en una línea de alimentación del reactor combinada 33 , que comprende óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, solvente, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno y catalizador. La segunda alimentación de reactivo combinada de la segunda línea de alimentación de reactivo combinada 33 es alimentada al segundo reactor 32 desde el cual es obtenida una segu nda corriente de producto efluente que comprende solvente, óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, propileno sin reaccionar, catalizador, e hidróxido de etilbenceno sin reaccionar, si lo hay, como una segunda l ínea de prod ucto efluente 30. La seg unda corriente del prod ucto efluente en la seg unda línea del producto efluente 30 entonces es pasada a través de un segundo intercambiador de calor 34, con las líneas de enfriamiento 36 para el líquido de enfriamiento, para producir una segunda corriente de efluente intercambiada por calor en una segunda línea de efluente intercambiada por calor 31 . Posteriormente, el segundo efluente intercambiado por calor en la seg unda l ínea de efluente intercambiada por calor 31 , es combinada con una tercera alimentación dividida de hid roperóxido de etilbenceno obtenida de la tercera l ínea de alimentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno 45 para formar una tercera alimentación de reactivo combinada que comprende óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, solvente, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno , y catalizador como la tercera l ínea de alimentación de reactivo combinada 43. La tercera alimentación de reactivo combinada proven iente de la tercera línea de alimentación de reactivo combinada 43 es alimentada a la tercera unidad de reactor 42, desde la cual una tercera corriente de efl uente del reactor, la cual comprende tam bién solvente, óxido de propileno, alcohol a-feniletílico , propileno sin reaccionar, catalizador e hidroperóxido de etil benceno si n reaccionar, si lo hay, es obtenida como la tercera línea de producto efluente 40. La tercera corriente de prod ucto efluente en la tercera l ínea de producto efluente 40 entonces es pasada a través de un tercer intercambiador de calor 44, equipado también con l íneas enfriamiento 46 para el líquido de enfriamiento , para producir una tercera corriente de producto efluente intercambiado por calor, como la tercera línea de producto efluente intercambiado por calor 41 , la cual es combinada con una cuarta alimentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno proveniente de la cuarta línea de alimentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno 55 para formar una cuarta alimentación del reactivo en una cuarta l ínea de alimentación de reactivos 53. La cuarta alimentación del reactivo comprende óxido de propileno , alcohol a-feniletílico, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno, y catalizador en una cuarta línea de alimentación del reactivo 53 que es alimentada al cuarto reactor 52, desde el cual una cuarta corriente de efluente del reactor que com prende solvente, óxido de propileno, alcohol a-feniletílico, propileno sin reaccionar, catalizador e h idroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si lo hay, es obtenida como la cuarta l ínea de producto efluente 50. La cuarta corriente de producto efluente en la cuarta l ínea de producto efluente 50 entonces es pasada a través de un cuarto intercambiador de calor 54 eq uipado con l íquido de enfriamiento en la línea de enfriam iento 56 para prod ucir una cuarta corriente del producto efluente intercambiada por calor en la cuarta línea de producto efluente intercambiada por calor 51 . Posteriormente, la cuarta corriente de producto efluente intercambiada por calor en la cuarta línea de producto efluente intercambiada por calor 51 es combinada con una quinta ali mentación dividida de hidroperóxido de etilbenceno proveniente de la q ui nta línea de alimentación dividida de hidroperóxido de etil benceno 65, y el proceso se repite. En la secuencia de repetición , los reactores 62 , 72, 82 y 92 son empleados con las corrientes de alimentación del reactivo 63, 73, 83 y 93, respectivamente. Cada una de las corrientes de alimentación del reactivo comprende una porción n ueva de hidroperóxido de etilbenceno obtenida de la qui nta, sexta, séptima y octava alimentaciones divididas de hidroperóxido de etilbenceno obten idas de las l íneas divididas 65, 75, 85 y 95 de hidroperóxido de etilbenceno, respectivamente. La corriente de reactivo comprende además una corriente de producto efluente de óxido de propileno, alcohol, -feniletílico , propileno sin reaccionar, catalizador e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si lo hay, obtenido respectivamente de las l íneas de producto efluente intercambiado por calor, 51 , 61 , 71 y 81 . Cada una de las corrientes de producto efluente respectivas de los reactores 62 , 72 y 82 es obtenida como una línea de producto efluente 60 , 70 y 80 , respectivamente; y cada producto efluente es pasado a través de los ¡ntercam biadores de calor 64, 74 ó 84, respectivamente, para prod ucir las corrientes del producto efluente intercambiadas por calor provenientes de las l íneas del producto efluente 61 , 71 y 81 . La corriente de producto efl uente final en la línea de producto efluente 90 , obtenida del reactor 92 , es transmitida a una pl uralidad de unidades de separaciones (no mostradas en las figuras) para la recuperación de los productos, particularmente el óxido de propileno y el alcohol a-feniletílico. Las materias primas sin reaccionar, tales como propileno, así como el etilbenceno y el catalizador también pueden ser recuperadas de la l ínea del efluente 90 y recicladas a cualq uier reactor del sistema del reactor, preferentemente al primer reactor. La olefina empleada en el proceso de la presente invención puede incluir cualq uier compuesto insaturado olefínicamente que tenga la capacidad de ser epoxidizado por un hidroperóxido orgánico al óxido de olefina correspondiente (oxirano). Dichos compuestos puede incluir convenientemente olefinas alifáticas o alicíclicas su bstituidas o sin sustituir, que incluyen hidrocarburos olefinicos, y ésteres olefinicamente insaturados, alcoholes, acetonas y éteres. Las olefinas preferidas son aquellas que tienen de 20 a 30 átomos de carbono , y preferentemente por lo menos 3 átomos de carbono . Las olefinas ilustrativas incluyen , sin limitación , propileno , n-butileno, ¡sobutileno , los pentenos, los meti lpentenos, hexenos, heptenos, octenos, dodecenos, ciclohexenos, metilciclohexeno, butadieno, estireno, metilestireno, viniltolueno, y vinilciclohexeno. Las olefinas substituidas adecuadas para el proceso i ncluyen , sin limitación , alcohol a I í I ico , alcohol metalílico, ciclohexanol, éter dialílico, metil metacrilato , metil oleato, metil vinil cetona , y cloruro de alilo. Preferentemente, la olefina es una olefina C3-8, y más preferentemente, es propileno.
. El hidroperóxido orgán ico empleado en el proceso de la presente invención puede incl uir cualq uier compuesto orgánico con al menos un grupo funcional hidroperoxi (-OOH) , que tenga la capacidad de transferir uno de los átomos de oxigeno a una olefina para formar un óxido de olefina. Los hid roperóxidos orgánicos de ejemplo incluyen , sin limitación , hidroperóxido de etilbenceno, hid roperóxido de eumeno, hidroperóxido de ciclohexilo, e hidroperóxido t-butilo. Los métodos para preparar los hidroperóxidos orgánicos son conocidos en la técnica, por ejemplo, la preparación del hidroperóxido de etilbenceno a partir de etilbenceno y oxigeno, se encuentra por ejemplo, en las Patentes Norteamericanas Nos. US 4, 0.66,706 y US 4,262 , 143, incorporadas a la presente descripción como referencia. En el proceso de la presente invención , el hidroperóxido orgán ico generalmente es suministrado en una fase líquida con un solvente adecuado. Se puede emplear cualquier solvente que sea estable térmicamente y esencialmente no reactivo, bajo las condiciones prevalecientes en el proceso. Los solventes adecuados incluyen aromáticos, tales como benceno, xilenos, etilbencenos, eumeno y naftalenos. De preferencia el solvente es etilbenceno o eumeno. Para mejorar la cinética de epoxidación , el hidroperóxido orgánico es con frecuencia concentrado. Generalmente, el h idroperóxido orgánico es proporcionado en la solución en una concentración mayor del 5% en peso, y preferentemente mayor del 20% en peso. Generalmente, el hidroperóxido orgánico es proporcionado en la solución en una concentración menor del 40% en peso , y preferentemente, menor del 35% en peso. Generalmente, la olefina es proporcionada al reactor como un líquido ; por ejemplo, propileno como un líquido comprimido. Cualq uier diluyente puede ser empleado con la olefina, siempre que el dil uyente sea esencialmente inerte con respecto al proceso y al catalizador. Los diluyentes adecuados incluyen aléanos y alquilaromáticos, y otros solventes orgánicos que se ha descu bierto q ue no afectan las cinéticas de reacción o producción . Si se utiliza un diluyente, entonces la concentración de olefina en el diluyente puede ser cualquier concentración siempre que el proceso produzca óxido de olefina. General mente , la concentración de olefina será mayor de 5 moles, preferentemente mayor de 20 moles por ciento, basado en las moles totales de olefina y diluyente. Generalmente, la concentración de olefina será menor de 1 00 moles por ciento, basado en las moles totales de la olefina y el diluyente. En el proceso de la presente invención, la proporción de moles de olefina a moles totales del hidroperóxido orgánico alimentado al proceso puede variar ampliamente-, siempre que el óxido de olefina sea producido como producto . El término "moles totales de hidroperóxido orgánico" se refiere a la suma de las moles del hidroperóxido orgán ico alimentado al sistema del reactor. Generalmente, la proporción molar . de olefina a hidroperóxido orgánico total es mayor de 2: 1 , preferentemente mayor de 4: 1 . Generalmente la proporción molar de olefina al hidroperóxido orgánico total es menor de 15 : 1 , preferentemente menor de 1 0: 1 . Aunq ue la proporción molar de olefina al hidroperóxido orgánico total puede estar en un rango más de 2: 1 a menos de 15 : 1 , la proporción molar de olefina al hidroperóxido orgánico en cada zona de reacción o en cada reactor del sistema de reactor puede ser considerablemente más alta que 1 5 : 1 . Como un ejemplo, si la proporción molar de propileno a hidroperóxido de eti lbenceno total es de 5: 1 , y están conectados cinco reactores en serie, siendo dividida de manera ig ual la alimentación de hidroperóxido de etilbenceno entre los cinco reactores, entonces la proporción molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno en cada reactor será de 25: 1 . De esta manera, el hidroperóxido orgán ico es proporcionado a cada zona de reacción o a cada reactor, como sea el caso, en una concentración relativamente baja la cual evita que el h idroperóxido se descomponga prematuramente y facilita el control de la exotermia de la reacción. Cualquier catalizador de epoxidación puede ser em pleado en el proceso de la presente invención , siem pre que el catalizador tenga la capacidad de transferir oxigeno del hidroperóxido orgánico a una olefina, para formar el óxido de olefina. Muchos de dichos catalizadores son conocidos para aquellos expertos en la técnica, incluyendo, por ejemplo, el catalizador que contiene molibdeno, y los catalizadores que contienen titanio , tal y como se describen por ejemplo, en las Patentes Norteamericanas Nos. US 3,350,422, US 3,351,635, US 4,217,287, US 4,262,143, US 4,845,251, US 5,081,267, US 5,107,067, US 5,723,637, US 5,912,367, y US 6,096,910, estando incorporadas todas las patentes anteriormente mencionadas a la presente descripción como referencia. El catalizador que contiene molibdeno adecuado incluye, sin limitación, sales orgánicas de molibdeno, tales como naftenato de molibdeno, acetato, estearato, butirato, 2-étil hexanoato e iso-ocatanoato; sales orgánicas u óxidos de molibdeno, tales como molibdato de amonio, dimolibdato de amonio, heptamolibdato de amonio, trióxido de molibdeno, cloruros de molibdeno y oxi-cloruros de molibdeno, así como cualesquiera forma hidratadas de los óxidos y sales anteriormente mencionados. Opcionalmente, cualquiera de los catalizadores que contienen molibdeno anteriormente mencionados, puede contener uno o más óxidos de metal alcalino y/o hidróxidos. También se pueden emplear de manera conveniente como catalizadores, los complejos de organomolibdeno, preferentemente complejos de molibdeno con glicoles alquileno, opcionalmente combinados con uno o más óxidos de metal alcalino y/o hidróxidos. Los catalizadores adecuados que contiene titanio incluyen, sin limitación, óxidos de silicón que contienen titanio, titanosilicatos, tales como salicalita de titanio y varias realizaciones soportadas de los mismos. Las combinaciones de óxido de molibdeno y óxido de titanio dispersadas en sílice también pueden ser empleadas de manera conveniente. Más preferentemente, el catalizador es molibdato de naftaleno, hexanoato de molibdato 2-etilo , o ¡so-octanoato de molibdeno. El catalizador puede ser proporcionado en forma homogénea, es decir, disuelto en la mezcla de reacción de fase líquida que comprende el solvente y la olefina disuelta. Generalmente, se proporciona una solución que contiene olefina, solvente y el catalizador homogéneo a la primera zona de reacción en el sistema de un solo reactor, o al primer reactor en el sistema de reactores m últiples. Opcionalmente, la solución que contiene el catalizador puede ser suministrada a cada zona de reacción en un sistema de un solo reactor, o a cada reactor en un sistema de reactores m últiples; o sumin istrada a más de una , pero no necesariamente a todas las zonas de reacción o reactores en la secuencia, si se desea catalizador adicional. En una modalidad preferida, por ejemplo, una porción del catalizador puede ser agregada a la primera zona de reacción , y el resto del catalizador puede ser agregado a una zona de reacción en el punto medio del reactor (más o menos una zona de reacción). Alternativamente , se puede agregar u na porción del catalizador al primer reactor, y el resto del catalizador puede ser agregado en el punto medio del tren de reactores mú ltiples (más o menos un reactor). Las porciones de catalizador pueden ser divididas de manera igual o por cualquier otra fracción, si así se desea . Como otra alternativa , el catalizador puede ser proporcionado como un catalizador heterogéneo, es decir, en una fase sólida separada del medio de reacción de fase l íquida . Si el catalizador es heterogéneo, entonces el catalizador puede ser soportado sobre cualquier soporte de catalizador convencional , i ncluyendo sin limitación , sílice, alúm ina, titania , zirconia y/o alúmino silicatos. En la forma heterogenia el catalizador es proporcionado generalmente en un lecho fijo situado dentro de cada zona de reacción en el sistema del reactor. Más preferentemente, el catalizador es un catalizador homogéneo. Aun más preferentemente, el catalizador es un catalizador de molibdeno homogéneo seleccionado de naftenato de molibdeno, hexanoato de molibdeno 2-etilo , e iso-octanoato de molibdeno. La cantidad utilizada del catalizador en el proceso variará dependiendo del catalizador especifico seleccionado . Si el catalizador es un catalizador homogéneo , entonces la concentración del catalizador es generalmente mayor de 0.0001 , y preferentemente mayor de 0.0005 moles de catalizador por moles de hid roperóxido orgánico. Generalmente, la concentración de catalizador homogéneo es menor de 0.01 00, y preferentemente menor de 0.0080 moles de catalizador por mole de hidroperóxido orgán ico . Si el catalizador es proporcionado como una fase sólida separada, entonces la velocidad del espacio del h idroperóxido orgánico (OH P) (por ejemplo , el peso de OHP por peso de catalizador por hora) determinará la proporción relativa del hidroperóxido orgánico empleada por peso de catalizador, tal y como se explicará más adelante.
A partir de la descripción del proceso de la presente invención presentada anteriormente, un experto en la técnica apreciará que la alimentación total de hidroperóxido orgánico está dividida, y que las alimentaciones de h idroperóxido divididas son distribuidas en todo el sistema del reactor. De preferencia , la pluralidad de alimentación dividida de hidroperóxido orgánico son distribuidas entre (a) la pluralidad de zonas de reacción interconectadas consecutivamente en un sistema de un solo reactor, o (b) la pluralidad de rectores interconectadas consecutivamente en el sistema de reactores múltiples. De un modo similar, si el catalizador es homogéneo, la solución q ue contiene el catalizador puede ser dividida y proporcionada a una o más zonas de reacción o reactores en el sistema del reactor. Todas las corrientes de alimentación adicionales que comprenden solvente, olefina, h idroperóxido orgánico y catalizador alimentadas a las zonas de reacción y/o los reactores individuales, pueden ser formuladas para que sean idénticas entre ellas; o alternativamente, cada corriente de alimentación puede ser formulada independientemente de las otras corrientes de alimentación . No importa q ué realización sea em pleada, la temperatura de reacción puede ser controlada de manera adecuada mediante la manipulación del reactivo y las concentraciones del catalizador y con medios de enfriamiento; y se puede lograr una alta selectividad para el óxido de propileno . Tal y como se indicó anteriormente, el sistema del reactor em pleado en el proceso de la presente invención , comprende ya sea un solo reactor con zonas de reacción múltiples, o una zona de reactores interconectados consecutivamente , preferentemente cada uno con zonas de reacción mú ltiples. El solo reactor o cada reactor de la pluralidad de los reactores interconectados consecutivamente, generalmente están orientados de manera horizontal o vertical. En una modalidad preferida de la presente invención , el sistema del reactor comprende un reactor orientado horizontalmente, tal y como se ilustra en la figura 1 . Dicho reactor de preferencia contiene 4 o más zonas de reacción , pero menos de 1 5 zonas de reacción . Más preferentemente, el reactor contiene dos puntos de alimentación para la alimentación de hidroperoxido, y opcionalmente, la alimentación de catalizador. De preferencia , un pri mer punto de alimentación está localizado en o cerca del extremo frontal del reactor, y un seg undo punto de alimentación está localizado preferentemente en el punto medio del reactor (más o menos una zona de reacción). El punto de alimentación generalmente se encuentra en la entrada del extremo frontal de la zona de reacción; pero puede estar en cualquier otra parte de la zona de reacción , según sea diseñado por un experto en la técnica. En otra modalidad preferida , el sistema de reactor comprende una pluralidad de reactores orientados verticalmente, interconectados consecutivamente , tal y como se ilustran en la figura 2 , y más preferentemente estando seg mentado cada reactor en u na pluralidad de zonas de reacción . Generalmente, la pluralidad de reactores ¡nterconectados consecutivamente comprenderá dos o más reactores. Generalmente la plu ralidad de reactores interconectados consecutivamente comprenderá menos de 1 2 reactores, preferentemente menos de 1 0 reactores. Una modalidad preferida de 8 reactores orientados verticalmente interconectados consecutivamente, se ilustra en la fig ura 2 (unidades 22 , 32, 42 , 52 , 62, 72, 82, y 92) . En otra modalidad preferida, la pl uralidad de reactores interconectados consecutivamente comprende dos o más reactores, estando diseñado cada uno para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón , siendo el más preferido separado en 4 o más zonas de reacción . En una modalidad aún más preferida del mismo, existen dos pu ntos de alimentación para la alimentación de h ldroperóxido y opcionalmente, la alimentación del catalizador. Un primer punto de alimentación está localizado en o cerca del extremo frontal del primer reactor; y un segundo punto de alimentación está localizado en o cerca del punto medio del sistema de reactores múltiples (más o menos un reactor). Nuevamente, el punto de alimentación generalmente está localizado en la entrada del extremo frontal de cada reactor; pero se puede encontrar en cualquier otra parte del reactor, según sea diseñado por un experto en la técnica. En el sistema de un solo reactor, el ún ico reactor generalmente comprende un reactor isotérmico completo con serpentines de enfriamiento internos para la circulación del fluido de transferencia de calor o refrigerante. En el sistema de reactores m últiples, cada u no de la pluralidad de reactores puede ser seleccionado de reactores isotérmicos y adiabáticos. Generalmente, el término "reactor isotérmico" implica que el espacio interno del reactor es mantenido esencialmente en una temperatura a través de todo el ciclo del proceso. Sin embargo, en el proceso de la presente invención , el término "reactor isotérmico" debe ser interpretado de u na manera más flexible, para incluir reactores en donde la temperatura es mantenida en ± 1 0°C de la temperatura objetivo del proceso. La temperatura objetivo del proceso puede ser cualquier temperatura que se pueda aperar seleccionada para el proceso, tal y como se explicará más adelante. El término "reactor adiabático" deberá significar q ue no se elimina esencialmente calor del reactor. Por consiguiente, generalmente asociados medios de enfriamiento externos con cada reactor adiabático. Preferentemente, cada uno de los reactores del sistema de reactores múltiples es un reactor adiabático. Además, el sistema del reactor comprende uno o más medios para facil itar el comportamiento de escurrim iento del tapón , con el objeto de minimizar la retromezcla de la fase líquida de reacción . La retromezcla ha sido definida anteriormente como el movimiento del fluido en donde no todos los elementos del fluido tienen la m isma historia , conforme pasan a través del reactor. Se ha descubierto que la retromezcla es perjudicial para la productividad del proceso . Se considera que la retromezcla aumenta el tiempo de permanencia de elementos aleatorios del fluido (comparados con el tiempo de permanencia promedio), reduciendo por lo tanto , la selectividad al óxido de olefina; y disminuyendo el tiempo de permanencia de otros elementos fluidos aleatorios (comparados con el promedio) reduciendo de este modo , la conversión del peróxido . En contraste, el escu rrimiento del tapón comprende el movimiento hacia adelante a g ranel del flujo del líquido del puerto de entrada al puerto de salida del reactor, de modo que esencialmente todos los elementos del flu ido tienen esencialmente la misma historia (tiempo de permanencia), conforme pasan a través del reactor. Aunque los reactores de escala de laboratorio pueden sim ular el comportamiento de escurrimiento del tapón , en ausencia de cualq uiera de las características de diseño especiales, el equipo de escala comercial, generalmente requ iere estructuras internas diseñadas para facil itar el comportamiento de escurrimiento del . tapón. De preferencia, cada reactor de escala comercial en el sistema de un solo reactor o de reactores múltiples, contiene uno o más medios para facilitar el escurrimiento del tapón , preferentemente una o más divisiones que están adjuntas a una pared interior del reactor, dividiendo de este modo el espacio comprendido por el reactor entre las diferentes zonas de reacción. Más preferentemente, cada división comprende un d ivisor adj unto a una pared interior del reactor. La división , preferentemente el divisor generalmente está orientado de una manera esencialmente perpendicular al eje longitudinal del reactor, y se extiende a lo ancho del reactor, pero, en un diseño, por ejemplo, no llega completamente a la pared opuesta. Entre la pared opuesta y la división , se proporciona un acceso abierto para permitir el flujo del fluido de una zona a la siguiente. El acceso abierto es lo suficientemente grande para permitir , el flujo de la fase l iq uida de reacción de una zona a la sig u iente, pero no tan grande como para producir la retromezcla inaceptable. Estas desviaciones pueden proporcionar el flujo de cámara a cámara por medio de coladores de tamaño conveniente para evitar la retromezcla , o el sobreflujo. El número de desviaciones empleadas por reactor variará dependiendo del tamaño del reactor, y más particularmente, su longitud . General mente, se emplean 3 o . más desviaciones, y preferentemente, 6 o más desviaciones por reactor. Generalmente, se emplean menos de 5 desviaciones, y preferentemente, menos de 1 2 desviaciones por reactor. Y en una modalidad aún más preferida , cada desviación contiene uno o más agujeros de drenaje que funcionan como puertos de escape para la acumulación del gas excesivo en el reactor. El gas excesivo incluye, por ejemplo, el gas de diluyente, y cualquier gas de olefina q ue excede el l ímite de sol ubilidad de la olefina en la fase de reacción líquida, así como oxigeno, formado por reacciones laterales. Es deseable eliminar estos gases del reactor. El tamaño de los ag ujeros de drenaje variará dependiendo de la escala del reactor. Generalmente, los agujeros de drenaje son lo suficientemente grandes para permitir una liberación de flujo descendente de los gases excedentes que se desarrollan en el reactor, m ientras que es lo suficientemente pequeño para evitar el escape de cualquier cantidad inaceptable de la mezcla l íquida de reacción . Adicionalmente, los agujeros de drenaje no deben de ser tan grandes como para inducir la retromezcla de la mezcla de reacción líquida. Como el proceso de la presente invención es exotérmico, el sistema del reactor también debe de comprender uno o más medios para el control del calor. Por ejemplo, cada reactor puede contener medios internos para el control del calor, incluyendo sin limitación , serpentines de enfriamiento internos asociados con bombas externas para ci rcular el fluido de intercambio de calor o refrigerante. En los sistemas de reactores múltiples, los medios de control de calor comprenden o pueden ser internos al reactor, o alternativamente, pueden estar localizados fuera de los reactores. Por ejemplo , más preferentemente se puede situar un intercambiador de calor externo entre cada par de reactores unidos en la pluralidad de reactores interconectados consecutivamente, tal y como se ilustra en la figura 2 (un idades 24, 34, 44, 54 , 64 , 74, y 84). El intercambiador de calor puede comprender cualquier diseño convencional para elimi nar el calor de la reacción exotérmica , incluyendo por ejemplo , pasar las líneas del producto efl uente a través de un fluido de intercambio de calor o refrigerante. Las líneas de conductos para transportar el fluido de intercambio de calor dentro y fuera de los intercambiadores de calor, se m uestra por ejemplo en la fig ura 2 , como las flechas 26 , 36, 46 , 56 , 66, 76 , y 86. Pueden ser empleadas cualesq uiera condiciones de temperatura, presión y tiempo de permanencia del proceso de epoxidación en los reactores individuales en el sistema de reactor descrito anteriormente, siempre q ue los reactivos se encuentren en fase l íquida, y el proceso general produzca el óxido de olefina , preferentemente, en una selectividad de por lo. menos 90 moles por ciento . Las condiciones del proceso de epoxidación pueden incluir convenientemente una tem peratura objetivo mayor de 80°C, y preferentemente, mayor de 1 00°C. Las condiciones del proceso de epoxidación pueden incl uir convenientemente una temperatura objetivo menor de 130°C, y preferentemente, menor de 120°C. En un sistema de reactores múltiples, los reactores pueden ser mantenidos todos en una temperatura objetivo muy cercana similar; o alternativamente, la temperatura objetivo puede variar de reactor a reactor dentro del rango amplio de temperatura anteriormente mencionado. No se requiere que cada reactor sea manten ido estrictamente en condiciones isotérmicas en todo el período del proceso. La temperatura de cada reactor puede variar por el período del proceso, siempre q ue la temperatura sea mantenida dentro de un rango q ue de como resultado la formación de óxido de olefina, preferentemente, en u na selectividad mayor. de 90 moles por ciento . Preferentemente, la temperatu ra del reactor de cada reactor isotérmico es mantenida en ± 1 0°C de la temperatura objetivo de reacción . En contraste, la temperatura en cualquier reactor adiabático aumentará a su limite superior material , dependiendo de la exotermicidad del proceso. La presión en todo el sistema total del reactor puede ser ajustada a cualquier presión suficiente para mantener una fase líquida en todo el sistema del reactor. Sin embargo, se permite que una pequeña cantidad de fase de gas remueva, los gases indeseables, tales como oxigeno de los reactores. Generalmente, la presión será mayor de 300 psig (2, 68 kPa). Generalmente la presión será menor de 1000 psig (6, 895, kPa), y preferentemente, menor de 850 psig (5 , 861 kPá). Generalmente , la presión es substancialmente isobárica en todo el sistema del reactor. El tiempo de permanencia de la fase líquida en el sistema total del reactor puede ser aj ustado dentro de un amplio rango, pero generalmente depende de la temperatura de operación . Generalmente conforme aumenta la temperatura de operación , disminuye el tiempo de permanencia , como para mantener una selectividad aceptable del óxido de olefina . Generalmente, el tiempo de permanencia de la fase líq uida en el sistema total del reactor es mayor de 10 minutos, y preferentemente, mayor de 1 5 m inutos. Generalmente, el tiem po de permanencia de la fase l íquida en el sistema total del reactor es menor de 3 horas. Si se emplea un catalizador heterogéneo, entonces el tiempo de permanencia puede ser tomado como que sea a la inversa de la velocidad del espacio de peso por hora (peso de la fase líquida por peso del catalizador heterogéneo por hora, o h~1 , a través del sistema del reactor). Las velocidades del espacio por hora de peso adecuadas de la fase l íq uida , son generalmente mayores de 0.1 h" 1 , preferentemente mayores de 0.2 h" , y aún más preferentemente menores de 1 0 h"1 , preferentemente, menor de 1 .0 h" 1 . Cuando el proceso de la presente invención es realizado tal y como se describió anteriormente, entonces, la olefina, preferentemente, el propileno , y el hidroperóxido orgánico, preferentemente hidroperóxido de etilbenceno , son convertidos en óxido de olefina, óxido de propileno y el alcohol correspondiente, preferentemente alcohol a-feniletílico. En el proceso de la presente invención , la conversión del hidroperóxido orgánico, tomada como un total de moles de hid roperóxido orgánico convertidas en productos, es provechosamente mayor de 95 moles por ciento, preferentemente mayor de 96 moles por ciento, y más preferentemente mayor de 97 moles por ciento. La selectividad al óxido de olefina , preferentemente al óxido de propileno , tomadas como las moles de óxido de olefina producidas por mole de hidroperóxido orgán ico que se ha hecho reaccionar, es ventajosamente mayor de 90 moles por ciento , preferentemente, mayor de 92 moles por ciento, y más preferentemente mayor de 94 moles por ciento. La presente invención será aclarada adicionalmente tomando en consideración los siguientes ejemplos, los cuales pretenden ser únicamente ejemplos del uso de la presente invención . Aquellos expertos en la técnica apreciarán otras modalidades de la presente invención después de tomar en consideración está descripción o practicar la invención , tal y como aquí se describió. Ej e m p I o 1 . Se eval uó la epoxidación del propileno con hidroperóxido de etilbenceno con catalizador basado en molibdeno en el sistema de reactor i l ustrado en la fig ura 2. Haciendo referencia a la figu ra 2 , el sistema de reactor fue construido a partir de ocho reactores adiabáticos de escurrimiento del tapón [cada uno con una longitud de 1 8.3 m por un diámetro interior de 3.05 m] (unidades 22 , 32, 42, 52, 62, 72, 82, y 92) conectados en una serie vertical consecutiva. Cada reactor conten ía 9 desviadores (mostrados como líneas horizontales cortas en cada reactor) para facilitar el comportamiento del escurrimiento del tapón . Se situó un intercam biador de calor externo entre cada par de reactores adyacentes para un total de 7 intercam biadores de calor (unidades, 24, 34 , 44 , 54 , 64 , 74, y 84); cada intercambiador de línea de 1 1 1 .5 m2; un delta T por i ntercambiador, (41 .7°C); un coeficiente de transferencia de calor, de 1 00 BTU's s/h pie2). La temperatura de cada reactor fue mantenida en 1 1 1 °C + 4°C . La presión en el sistema del reactor fue esencialmente isobárica en 750psig (manómetro 5, 1 71 kPa). U na corriente de alimentación que comprende 2-etilhexoato molibdeno disuelto en etilbenceno (0.02 mmol) obtenido de la línea de alimentación primaria 10, fue alimentada a la línea de alimentación 23 en un rango de 1,990 kg/h. El propileno fue alimentado dentro de la línea de alimentación 10 y desde ahí a la línea de alimentación 23 en un rango de 151,379 kg/h. La alimentación de hidroperóxido de etilbenceno proporcionada como la línea de alimentación 15 y que comprende hidroperóxido de etilbenceno (25% en peso) en etilbenceno, fue alimentada a la línea de alimentación de etilbenceno 18, la cual estaba dividida en ocho alimentaciones iguales de hidroperóxido de etilbenceno como las líneas de alimentación divididas 25, 35, 45, 55, 65, 75, 85, y 95. La primera de las corrientes de alimentación divididas de hidroperóxido de etilbenceno, mostrada como la línea de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno 25, fue combinada con la alimentación de propileno y el catalizador de la línea de alimentación primaria 10 para formar la alimentación del reactivo combinada en la línea de alimentación 23, la cual fue alimentada dentro del primer reactor (unidad 22). El rango de la alimentación de hidroperóxido de etilbenceno total fue de 311,503 kg/h. La proporción molar de propileno al total de hidroperóxido de etilbenceno fue de 5.833:1. Una primera corriente de producto efluente obtenido en la primera línea de producto efluente 20, la cual comprende óxido de propileno, alcohol a-etilfenílico, acetofenona, etilbenceno, polipropileno sin reaccionar, catalizador de mollbdeno e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si lo hay, se pasó a través del ¡ntercambiador de calor externo 24, equipado con un fluido de intercambio de calor en la l ínea de fluido 26, y salió como la primera corriente de producto efluente intercambiada por calor en la primera l ínea del producto efluente intercam biado por calor 21 . En la figu ra 2, el conducto para el fluido de intercambio de calor en el intercambiador de calor 24, se mostró como una l ínea con flechas 26. La primera corriente del producto efluente intercambiada por calor en la línea del producto 21 fue com binada con una segunda porción de alimentación nueva de hidroperóxido de etilbenceno proporcionada desde la segunda l ínea dividida de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno 35 para formar una seg unda corriente de al imentación combinada en la l ínea de alimentación 33 , la cual entra al segundo reactor (u nidad 32). Una seg unda corriente de producto efluente, como la l ínea del producto efl uente 30 proveniente del reactor 32 fue pasada a través de un intercambiador de calor externo 34, también equipado con un flu ido de intercam bio de calor de la l ínea de fluido de intercambio de calor 36, y se obtuvo la segunda corriente de prod ucto efl uente i ntercambiada por calor de la misma como la segu nda l ínea de producto efl uente 31 . La segunda corriente del producto efluente intercambiado por calor de la segunda línea de prod ucto efluente 31 fue combinada con u na tercera alimentación" de hidroperóxido de etilbenceno n uevo proporcionada desde la tercera línea de alimentación dividida 45 para formar una tercera corriente de alimentación combinada en la tercera línea de alimentación 43, la cual fue alimentada al tercer reactor (unidad 42). U na tercera línea de producto efluente obtenida como la tercera línea de producto efluente 40 proven iente del tercer reactor 42 pasó a través de un intercambiador externo 44, equipado también con fluido de intercambio de calor en la l ínea de fluido de intercambio de calor 46 , y se obtuvo un producto efluente intercambiado por calor de la misma, como la tercera línea de producto efluente 41 . El tercer efluente intercam biado por calor proveniente de la tercera l ínea de producto efluente intercambiada por calor 45 fue combinada con una cuarta alimentación nueva de hidroperóxido de etilbenceno proporcionada desde la cuarta línea de alimentación dividida 55 para formar una cuarta corriente de alimentación combinada como la l ínea de alimentación 53, la cual entra en el cuarto reactor (unidad 52). Una cuarta corriente de prod ucto efluente proveniente del cuarto reactor obtenida como la cuarta línea de producto efluente 50 fue pasada a través de un intercambiador de calor externo 54, equipado con fluido de intercambio de calor en la línea de fluido de intercambio de calor 56 , y se obtuvo un cuarto producto efluente i ntercambiado por calor de la m isma como la cuarta línea de producto efluente intercambiada por calor 55. Posteriormente, se repitió el proceso cuatro veces más, utilizando los efl uentes intercambiados por calor provenientes de las l íneas de producto efluente 51 , 61 , 71 , y 81 , que comprenden óxido de propileno, alcohol a-etilfenílico, acetofenona, etilbenceno, propileno sin reaccionar, catalizador de molibdeno e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si existía, siendo combinado, respectivamente, con las primeras alimentaciones divididas de hidroperóxido de etilbenceno de las líneas de alimentación 65, 75, 85 y 95, para formar las alimentaciones del reactivo en las líneas de alimentación 63, 73, 83 y 93. Las alimentaciones del reactivo 63, 73, 83, y 93, fueron alimentadas respectivamente a las unidades del reactor 62, 72, 82, y 92. Los productos efluentes provenientes de las unidades del reactor 62, 72 y 82 obtenidos en las líneas producto efluente 60, 70 y 80 fueron intercambiadas por calor a través de unidades de intercambio de calor 64, 74 y 84 para obtener las corrientes de producto efluente Intercambiado por calor en las líneas de producto efluente Intercambiado por calor 61, 71 y 81, respectivamente. Una octava corriente de producto efluente que comprende óxido de propileno, alcohol -feniletíllco, etilbenceno, catalizador de molibdeno y cualquier hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, se obtuvo de la unidad del reactor 92 como la octava corriente de producto efluente 90. El tiempo de permanencia general de la fase líquida en el sistema del reactor fue de 149 minutos. La conversión promedio de hidroperóxido de etilbenceno en cada reactor se descubrió que era de 90 moles por ciento. La conversión general de hidroperóxido de etilbenceno se descubrió que era de 98 moles por ciento. La selectividad general del óxido de propileno se descubrió que era de 95 moles por ciento. El control de temperatura fue mantenido de manera satisfactoria durante todo el proceso. Ejemplo 2. El proceso de ejemplo 1 fue repetido con la excepción de que el sistema del reactor fue construido a partir de tres reactores isotérmicos orientados verticalmente [cada uno con una longitud de 1 8.3 m por un diámetro interior de 3.04 m] interconectados consecutivamente en serie y diseñados con n ueve desviadores en cada reactor para facilitar el comportamiento de escurrimiento del tapón . En este ejemplo, no fueron empleados los intercambiadores de calor de ejemplo 1 ; en vez de ellos, cada reactor conten ía medios de enfriamiento internos, más específicamente, serpentines de enfriamiento q ue contenían un refrigerante líquido , similar en el diseño a los que se aprecian en la figura 1 . La temperatura de cada reactor fue mantenida en 1 1 1 °C ± 1 0°C . La presión general fue esencialmente isobárica en 750 psig (manómetro 5, 1 71 kPa) . U na solución de catalizador q ue com prende naftenato de molibdeno disuelto en etilbenceno fue alimentada al primer reactor en la serie del reactor en un rango de 1 , 990 kg/h. El propileno fue alimentado al primer reactor en un rango de 1 51 , 379 kg/h. La al imentación de hidroperóxido de etilbenceno que comprende el hidroperóxido de etilbenceno (25% en peso) en etilbenceno , fue dividida en tres alimentaciones ig uales frescas, y cada alimentación dividida fue alimentada a uno de los reactores. El rango de alimentación total de hidroperóxido de etilbenceno fue de 31 1 ,503 kg/h . La proporción molar de propileno al hidroperóxido de etilbenceno total fue de 5.833 : 1 . El efluente proven iente del primer reactor fue alimentado al segundo reactor; el efluente proveniente del segundo reactor es alimentado al tercer reactor. El tiempo de permanencia general de la fase líq uida en el reactor fue de 1 1 1 minutos. La corriente de producto efluente del tercer reactor fue analizada con los siguientes resultados. Se encontró una selectividad general para el óxido de propileno de 94 moles por ciento , en una conversión general de hidroperóxido de etilbenceno de 98 moles por ciento. Experimento Comparativo 1 . Para propósitos de comparación, se eval uó un proceso de epoxidación de propileno con hidroperóxido de etilbenceno en la presencia de un catalizador basado en molibdeno en un reactor de tanq ue de agitación contin ua (CSTR) con enfriamiento para mantener la isotermicidad . El CSTR operado con retromezcla , pero no debida al comportamiento de escurrimiento del tapón. El . hidroperóxido de etilbenceno proporcionado como una solución del 25% en peso en etilbenceno, fue alimentado al reactor en un rango de 31 1 , 504 kg/h . El propileno fue al imentado al reactor en un rango de 1 51 ,379 kg/h. El propileno fue disuelto en el etilbenceno. La proporción molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno total fue de 5.833 : 1 . Se empleó como catalizador molibdeno 2-etilhexanoato , el cual fue mezclado con las otras corrientes de alimentación directamente antes de la entrada dentro del reactor CSTR. La temperatura del reactor se mantuvo en 1 1 1 ° C; la presión fue autógena. El tiempo de permanencia de la fase l íquida fue de 21 0 minutos. Se logró u n óxido de propileno con una selectividad de 87 moles por ciento con una conversión de hidroperóxido de etilbenceno de 92 moles por ciento. Cuando se com paró el experimento comparativo 1 con los ejemplos 1 y 2, se apreció que se había logrado una conversión más alta de hidroperóxido de etilbenceno y una selectividad más alta del óxido de propileno en el sistema del reactor reclamado, teniendo una adición por etapas, y un comportam iento de escurrimiento del tapón (en tiempos de permanencia más cortos y en condiciones de operación de otro modo similares), comparado con el reactor de tanq ue de agitación contin ua, no tiene n i la adición por etapas, n i el comportamiento de escurrimiento del tapón . Ejemplo 3. La epoxidación de la fase l íq uida de propileno con hidroperóxido de etilbenceno en la presencia de un catalizador de molifdeno fue evaluada en un sistema de reactor diseñado para la adición por etapas del hidroperóxido, y un comportamiento de escurrimiento del tapón de la fase l íq uida. Fue construido un sistema de reactor tubular de acero inoxidable, el cual consiste de dos reactores (50 ce cada sección) y los pu ntos de alimentación en el extremo frontal de cada reactor. Cada reactor se operó esencialmente bajo el escurrimiento del tapón . La alimentación total al sistema del reactor comprendió propileno licuado ( 1 .91 ml/min) , solución de peróxido (1 .823 mi/ min) con un contenido del 25% en peso de h idroperóxido de etil benceno en etilbenceno , y u na solución catalizadora (0.092 mi/ m in ) con un contenido de molibdeno 2-etllhexanoato (0.02 mmol) como el com ponente activo en el etilbenceno. Todo el propileno fue alimentado al extremo frontal del primer reactor; no obstante, las alimentaciones de peróxido y catalizador fueron divididas en dos partes iguales. Una pri mera parte de las alimentaciones del peróxido y el catalizador fue mezclada con el propileno y alimentada directamente al extremo frontal del primer reactor, mientras la segunda parte de las alimentaciones del peróxido y el catalizador fueron mezcladas y agregadas i nmediatamente al extremo frontal del segundo reactor. La presión del sistema del reactor fue mantenida en 56 bars (5 ,600 kPa). La temperatura de operación fue mantenida en 1 1 3° C. Los prod uctos del reactor fueron analizados cada 30 minutos por cromatografía de fase de gas. Se descubrió una selectividad al óxido de propileno en el rango de 92.1 a 92.9 moles por ciento , con un promedio de 92.3 moles por ciento, tal y como se m uestra en la tabla 1 . La conversión de hidroperóxido de eti lbenceno fue de 96.1 moles por ciento, cuando el reactor logró condiciones estables.
Tabla 1. Epoxidación de Propileno con Hidroperóxido Etilbenceno (EBHP)a
a. Alimentación del reactor: propileno (1.91 mi/ min), solución de peróxido (1.823 mi/ min), con un contenido del 25% en peso de EBHP, solución de catalizador (0.092 mi/ min); temperatura 113°C; 5,600 kPa. Experimento Comparativo 2 (CE-2) Se evaluó la epoxidación del propileno con hidroperóxido de etilbenceno de la manera descrita en el ejemplo 3, con la excepción de que la alimentación, de hidroperóxido fue agregada al extremo frontal del reactor, en vez de una adición por etapas. Al mismo sistema de reactor tubular de acero inoxidable de dos secciones (50 ce cada sección) fue alimentada una alimentación total que comprende propileno licuado (1.91 mi/ min), solución de peróxido (1.823 mi/ min), con hidroperóxido de etilbenceno (24.98 % en peso) en etilbenceno, y solución de catalizador (0.092 ml/min), con un conten ido de molibdeno 2-etilhexanoato (0.02 mmol) como el componente activo en el etilbenceno. Todas las alimentaciones fueron mezcladas y agregadas inmediatamente al extremo frontal del reactor. De otro modo, el sistema del reactor fue operado y analizado bajo condiciones del proceso idénticas a las utilizadas en el ejemplo 3. Se encontró una selectividad al óxido de propiieno en un rango de 85.5 a 86.8 moles por ciento, con un promedio de 85.9 moles por ciento, tal y como se muestra en la tabla 1 . La conversión del hidroperóxido de etilbenceno fue de 97.2 moles por ciento, cuando el reactor fue operado continuamente había logrado condiciones estables. Cuando el ejemplo 3 fue com parado con el experimento comparativo 2 , se apreció que la adición de la ali mentación por etapas del hidroperóxido a un reactor con un patrón de escurrimiento del tapón , aumenta la selectividad al óxido de propiieno por un 6.4 %.