MXPA06006780A - Procedimiento para la produccon de eteres. - Google Patents

Abstract

Un procedimiento para la produccion de un eter opcionalmente con un diol y/o una lactona mediante la reaccion de un material de alimentacion organico correspondiente seleccionado entre acidos dicarboxilicos insaturados y/o anhidridos, mono-esteres de acidos dicarboxilicos insaturados y/o anhidridos, diesteres de acidos dicarboxilicos insaturados y/o anhidridos, lactonas insaturadas, y mezclas de dos o mas de los anteriores en la presencia de hidrogeno, dicho procedimiento comprende los siguientes pasos: (a) proveer una corriente que comprende como minimo una porcion de material de alimentacion organico a una zona de pre-reactor que comprende un catalizador y opera en condiciones de reaccion, y poner en contacto dicha alimentacion con una corriente que comprende hidrogeno de manera tal que, como minimo, parte de los enlaces dobles carbono-carbono se saturen; (b) vaporizar la alimentacion, al menos saturada en parte, dentro de la corriente que contiene hidrogeno en una zona de vaporizacion; (c) suministrar la corriente que contiene hidrogeno que comprende la alimentacion vaporizada y al menos parcialmente saturada a una zona de reaccion que comprende el catalizador y opera en condiciones de reaccion; (d) recuperar de la zona de reaccion la corriente del producto que comprende el eter y opcionalmente diol y/o lactona; y (e) hacer reciclar la corriente agotada que contiene hidrogeno hacia, al menos, la zona de pre-reactor o la zona de vaporizacion.

Description

PROCEDIMIENTO PARA LA PRODUCCON DE ÉTERES MEMORIA DESCRIPTIVA La presente invención se refiere a un procedimiento para la producción de éteres opcionalmente con la co-producción de dioles y/o lactonas, dicho procedimiento incluye la hidrogenación de un material de alimentación orgánico que comprende uno o más compuestos que tienen un enlace doble carbono - carbono. En particular, se refiere a la producción de éteres opcionalmente con la co-producción de dioles y/o de las lactonas correspondientes mediante la reacción de un material de alimentación que comprende ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, mono-ésteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, diésteres de ácidos dicarboxílicos ¡nsaturados y/o anhídridos, lactonas insaturadas y mezclas de dos o más de los anteriores ante la presencia de hidrógeno. Más particularmente se refiere a la producción de éteres de C4 a C?2, opcionalmente, la co-producción de dioles y/o las correspondientes lactonas mediante la reacción de un material de alimentación que comprende di-alquilo(C? a C4) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos de C4 a C?2 ante la presencia de hidrógeno. Especialmente, se refiere a la producción de éteres cíclicos. En particular, la presente invención se refiere a un procedimiento para la producción de compuestos de C4l más específicamente tetrahidrofurano, en general, con al menos una parte de butano-1 ,3-diol y, opcionalmente, una parte de ?-butirolactona, a partir de una alimentación de hidrocarburo que comprende un ácido y/o anhídrido maleico o mono y/o dialquil (Ci a C ) maleato mediante la reacción en una corriente rica en hidrógeno. Se conoce la producción de dioles mediante la reacción de ácidos dicarboxílicos y/o anhídridos, o momo o di-alquil esteres, lactonas y sus mezclas con hidrógeno. Comercialmente, cuando el producto deseado es butano-1 ,4-diol, en general, con los co-productos como tetrahidrofurano y ?-butirolactona, el material de partida normalmente es un dialquil éster de ácido y/o anhidro maleico, como por ejemplo, dimetil maleato o dietil maleato que puede contener cantidades menores de dialquil fumarato y/o dialquil succinato. Para obtener más información con respecto a la operación de estas plantas se puede consultar por ejemplo, la US-A-4584419, US-A-4751334, WO-A-86/03189, WO-A-88/00937, US-A-4767869, US-A-4945173, US-A-4919765, US-A-5254758, US-A-5310954 y WO-A 91/01960, cuyas descripciones se incorporan aquí como referencia. Los dialquil maleatos que se utilizan como materia prima en estos procedimientos de reacción convencionales, se pueden producir mediante la utilización de cualquier método adecuado. La producción de dialquil maleatos para utilizar en dichos procedimientos se describe con detalle en US-A-4584419, US-A-4751334 y WO-A-88/00937. Un procedimiento convencional para la producción de butano-1 ,4-diol y el co- producto tetrahidrofurano con la producción opcional de ?-butirolactona se ilustra de manera esquemática en la figura 1. En este procedimiento, se alimenta un dialquil éster, como por ejemplo dimetil maleato junto con cualquier metanol residual del reactor de esterificación mediante la línea 1 a un vaporizador 2 donde se vaporiza mediante una corriente de gas de ciclo caliente alimentada al vaporizador en la línea 3 que puede mezclarse con la alimentación de hidrógeno de complemento de la línea 4. El gas del ciclo normalmente contendrá una elevada concentración de gas de hidrógeno, sin embargo, también puede incluir otros gases como por ejemplo, hidrocarburos, óxidos de carbono, metano y nitrógeno. Además, cuando el gas de ciclo incluye gases reciclados corriente abajo, también pueden estar presentes los condensables que incluyen éter, metanol, agua del producto, co-productos y subproductos. La corriente de vapor combinada del vaporizador 2 luego se hace pasar por la línea 5 hacia el reactor 6 donde se hace reaccionar para formar butano-1 ,3-diol, tetrahidrofurano y/o ?-butirolactona. Se enfría la corriente del producto 7 y los productos de reacción se condensan en 8 y se separan del gas de ciclo excesivo antas de hacerla pasar por la línea 9 hasta la zona de refinación 10. En la zona de refinación 10, se separan los diversos productos y se retira el butano-1 ,4-diol en la línea 12 y el tetrahidrofurano en la línea 13. Se puede hacer reci8clar en las líneas 14 y 15 la ?-butirolactona, junto con el dimetil succinato intermedio y parte del butano-1 ,4-diol. En una disposición, se puede extraer al menos parcialmente la ?-butirolactona en una zona de refinación opcional (no se ilustra) y se puede recuperar. La corriente de metanol-agua separada de la mezcla del producto se reciclará corriente arriba. En general, luego se convierte una porción significativa del butano-1 ,4-diol producido mediante este u otro método convencional, en tetrahidrofurano. La reacción total que ocurre es una serie de pasos e incluye un paso de deshidratación final en el que se produce el tetrahidrofurano. Una vía de reacción probable se describe en el esquema 1 ESQUEMA 1 REAC H Se puede considerar que la reacción 1 como hidrogenación (y es una reacción de doble enlace carbono-carbono), la reacción 2 se puede considerar como hidrogenólisis (y es una reacción del éster saturado con butanodiol, ?-butirolactona y el subproducto butanol) y la reacción 3 puede ser considerada como deshidratación (y es la reacción entre butanodiol y tetrahidrofurano). El esquema anterior es una vía de reacción probable.

En WO-A-99/35113 se describe un procedimiento alternativo en el que los esteres de anhídrido maleico se alimentan a un procedimiento de reacción en el que se utilizan diferentes catalizadores. Primero se convierte el maleato en el succinato ante la presencia del primer catalizador que es un catalizador para hidrogenación selectivo heterogéneo a una temperatura entre 120°C y 170°C y una presión de 300 kilopascales a 4,000 kilopascales (3 a 40 bara). El succinato luego se hace pasar directamente ante la presencia de un segundo catalizador donde se convierte principalmente en ?-butirolactona. El producto de la reacción con el segundo catalizador luego se alimenta directamente ante la presencia de un tercer catalizador que se utiliza pata deshidratar la ?-butirolactona para producir tetrahidrofurano. Parte de la ?-butirolactona formada ante la presencia del segundo catalizador se transfiere a un segundo ciclo de reacción que opera a una presión mayor en el que se convierte en butano-1 ,4-diol. Como primer paso del Esquema 1 y el primer catalizador utilizado en el procedimiento alternativo descrito en WO-A-99/35113 se refiere a la hidrogenación del dimetil maleato en dimetil succinato, se sugiere que el dimetil succinato o dietil succinato pueden ser materiales de partida adecuados para las reacciones con hidrógeno, con la finalidad de formar butano-1 ,4-diol, tetrahidrofurano y/o ?-butirolactona. Estos succinatos pueden formarse de cualquier forma adecuada y pueden provenir de fuentes biotecnológicas.

Un procedimiento en el que se utiliza dimetil succinato para la producción de tetrahidrofurano y butano-1 ,4-diol se describe en la US-A-4656297. En este procedimiento, se agrega metanol a la alimentación de éster para aumentar la conversión y reducir la transesterificación. Otro ejemplo de un procedimiento en el que se sugiere el dimetil succinato como alimentación es el del documento WO-A-99/35136 cuya reacción con hidrógeno ocurre con dos catalizadores diferentes, para formar una mezcla de tetrahidrofurano y ?-butirolactona. Si bien que los procedimientos mencionados proporcionan eficazmente los productos deseados, presentan al mismo tiempo ciertos inconvenientes y desventajas. En general, los inconvenientes y desventajas se refieren a la economía y eficacia del procedimiento. Por lo tanto, un objetivo de la presente invención es proporcionar un procedimiento que maximice la eficacia de la reacción mientras que, al mismo tiempo, minimice el costo por unidad de producto. En las reacciones convencionales en fase de vapor con hidrógeno, el capital y los costos operativos, especialmente la energía y otros requerimientos de servicio, están ampliamente determinados por la velocidad de flujo de la alimentación de gas hacia el vaporizador que, en general, comprenderá hidrógeno fresco y gases de reciclado desde el reactor y se conoce como gas de ciclo. Como se menciono anteriormente, el gas de ciclo además puede incluir otros gases. El tamaño de los compresores, intercambiadores de calor tuberías de interconexión está determinado por la velocidad de flujo del gas de ciclo ya que es la potencia requerida para la compresión y por el calor que se requiere agregar a la alimentación del reactor y remover del producto del reactor. Por lo tanto, es necesario minimizar la velocidad de flujo del gas de ciclo dentro de un procedimiento particular. La cantidad de gas de ciclo requerido para vaporizar una cantidad unitaria de alimentación en un procedimiento particular está determinada por una cantidad de parámetros que incluyen la presión operativa, la temperatura de reacción deseada, la temperatura de salida del vaporizador, la presión de vapor de los componentes a ser vaporizados, la temperatura de reacción máxima deseada y el alza de temperatura en el reactor. Esto quiere decir que en un procedimiento convencional, si se va a minimizar la cantidad de gas de ciclo requerida para el procedimiento de manera que sea económicamente conveniente, será necesario maximizar la temperatura de salida del vaporizador. Sin embargo, si se mantiene una temperatura elevada en la salida del vaporizador significa que la temperatura de reacción debe ser superior a la deseada, esto produce un aumento en la formación de subproductos no deseados que, a su vez, reducirán la eficacia de la reacción y aumentarán los costos por producto unitario. Por lo tanto, debe entenderse que la cantidad de gas de ciclo requerida para la reacción está determinada esencialmente por la temperatura de salida del vaporizador y, de este modo, constituye un equilibrio entre la temperatura elevada requerida para minimizar el gas de ciclo requerido para vaporizar la alimentación y las temperaturas relativamente bajas requeridas para minimizar la producción de subproductos no deseados. Las reacciones con hidrógeno a menudo se llevan a cabo en reactores adiabáticos ya que son simples para diseñar y construir y pueden albergar una gran cantidad de catalizador con un costo menor que el requerido para un reactor no adiabático. Además, este tipo de reactores ofrecen otros beneficios como por ejemplo, que son generalmente directos para operar y controlar y no necesitan un soporte de servicios y sistemas de control complejos. Muchas de las reacciones con hidrógeno son exotérmicas y, por lo tanto, cuando se utiliza el reactor adiabático se producirá una significativa alza de temperatura hacia la salida. Un ejemplo de una reacción en la que el conflicto entre la maximización de la temperatura de salida del vaporizador y la minimización de la temperatura del reactor es agudo debido a la fuerte naturaleza exotérmica de la invención y al uso de un reactor adiabático, es la reacción de dialquil maleato con hidrógeno para formar tetrahidrofurano, butano-1 ,4-diol y ?-butirolactona. Debe entenderse que generalmente es conveniente minimizar la temperatura del reactor como temperatura excesiva puede producir un aumento en la formación de subproductos no deseados. Los subproductos provocan la inefíciencia en el procedimiento. Además, puede provocar problemas en la calidad del producto. Por lo tanto, es conveniente proporcionar un procedimiento para la reacción en fase de gas con hidrógeno en el que el los requerimientos del gas de ciclo sean minimizados de manera tal que la invención y costos operativos puedan ser reducidos y, al mismo tiempo, minimizar la producción de subproductos no deseados. También es conveniente proporcionar dicho procedimiento con elevada selectividad al éter cíclico con respecto al diol. La presente invención provee un procedimiento que soluciona las desventajas e inconvenientes de los procedimientos de la técnica anterior y provee un medio mediante el cual se puede reducir el ascenso adiabático en un reactor en fase de vapor para permitir que la carga de gas de ciclo aumente a una temperatura de salida dada. Como describimos anteriormente, este procedimiento ofrecerá ventajas particulares con respecto a la eficacia del procedimiento y a la calidad del producto. De esta forma, de acuerdo con la presente invención se provee un procedimiento para la producción de un éter opcionalmente con un diol y/o una lactona, mediante la reacción de un material de alimentación orgánico seleccionada entre ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, mono-esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, diésteres de ácido dicarboxílicos insaturados y/o anhídrido, lactonas insaturadas y mezclas de dos o más de los anteriores ante la presencia de hidrógeno que comprende los siguientes pasos: (a) proveer una corriente que comprende como mínimo una porción de material de alimentación orgánico a una zona de pre-reactor que comprende un catalizador y opera en condiciones de reacción, y poner en contacto dicha alimentación con una corriente que comprende hidrógeno de manera tal que, como mínimo, parte de los enlaces dobles carbono-carbono se saturen; (b) vaporizar la alimentación al menos saturada en parte dentro de la corriente que contiene hidrógeno en una zona de vaporización; (c) alimentar la corriente que contiene hidrógeno que comprende la alimentación vaporizada y al menos parcialmente saturada, a la zona de reacción que comprende el catalizador y operar en condiciones de reacción; (d) recuperar de la zona de reacción la corriente del producto que comprende éter y opcionalmente diol y/o lactona; y (e) hacer reciclar la corriente agotada que contiene hidrógeno hacia, al menos, la zona de pre-reactor o la zona de vaporización. La alimentación al menos parcialmente saturada preferentemente se vaporiza mediante y dentro de la corriente que contiene hidrógeno en el paso (b): La zona de pre-reactor y la zona de vaporización se puede ubicar dentro del mismo recipiente- y se pueden mezclar. En una disposición alternativa, la zona de pre-reactor y la zona de vaporización puede ubicarse en recipientes separados de manera tal que la alimentación al menos parcialmente saturada y/o la corriente que contiene hidrógeno se recupera de la zona de pre-reactor y se hace pasar a la zona de vaporización. El procedimiento de la presente invención provee un procedimiento mediante el cual se resuelven las desventajas anteriormente mencionadas y se minimizan los requerimientos del gas de ciclo de manera tal que se reducen la inversión y los costos operativos y, preferentemente, se minimiza la producción de subproductos no deseados que también puede contribuir a lograr una mejora calidad en el producto. Estas ventajas pueden lograrse al menos en parte si sólo se somete una fracción del material de alimentación total para la reacción a la reacción de saturación del paso (a). De este modo, en una modalidad de la presente invención en la que están separadas la zona de pre-reactor y las zonas de vaporización, se pueden vaporizar material de alimentación orgánico insaturada adicional dentro de la corriente que contiene hidrógeno del paso (b) de manera tal que, la corriente provista a la zona de reacción comprenda hidrógeno, materia prima que no ha sido sometida a la reacción en la zona de pre-reactor y materia prima que ha sido sometida a la reacción de hidrogenación en la zona de pre-reactor de forma tal que, como mínimo, una porción de los enlaces dobles se saturen. En una disposición, el material de alimentación orgánico insaturada adicional puede vaporizarse mediante y dentro de la corriente que contiene hidrógeno del paso (b). En otra disposición alternativa, el material de alimentación que no ha sido sometido a la reacción en la zona de pre-reactor se puede agregar a la zona de reacción sin haberse mezclado primero con la corriente que abandona la zona de pre-reactor. En esta disposición, el material de alimentación adicional, en general, se vaporiza dentro y, opcionalmente mediante una segunda corriente que contiene hidrógeno.

La zona de pre-reactor puede ser cualquier reactor adecuado. En una disposición, la zona de pre-reactor y el vaporizador se combinan y pueden constituir un vaporizador catalítico de fase líquida y/o de vapor. En esta disposición, el calor de la reacción de la zona de pre-reactor puede ser utilizado para la evaporación de parte de la alimentación liquida. En una disposición alternativa, la zona de pre-reactor y el vaporizador pueden estar separados y se puede alimentar una corriente que contiene hidrógeno a ambos, la zona de pre-reactor y el vaporizador. La invención es particularmente adecuada para un procedimiento diseñado para la producción de tetrahidrofurano, opcionalmente con la coproducción de butano-1 ,4-diol y/o ?-butirolactona desde una alimentación que contiene dialquil maleato (preferentemente, dimetil maleato) mediante la reacción en fase de vapor en un gas rico en hidrógeno. El primer paso en el procedimiento de reacción incluye la hidrogenación de dimetil maleato para formar dimetil succinato. Esta es la reacción más exotérmica de la síntesis total y es responsable de la liberación de más de la mitad del calor total de la reacción de la conversión de dimetil maleato en tetrahidrofurano. Como la presión de vapor del producto de tetrahidrofurano (8284 mmHg a 165°C) es significativamente superior a la del dimetil maleato (262 mmHg a 165°C), del dimetil succinato (328 mmHg a 165°C) y los co-productos posibles de ?-butirolactona (252 mmHg a 165°C) y butanol-1 ,4-diol (76 mmHg a 165°C), el punto de rocío en la salida del reactor será significativamente menor que en la entrada al reactor cuando una fracción importante de la alimentación fue convertida en tetrahidrofurano. Mediante la utilización de un paso de pre-reacción para hidrogenar parte o todo el dimetil maleato en dimetil succinato, el ascenso principal de la temperatura del reactor en fase de vapor se puede reducir de manera significativa, de manera tal que la alimentación al reactor a una temperatura mayor a la convencionalmente utilizada no produzca los efectos perniciosos mencionados anteriormente. Así, como se reemplaza progresivamente la alimentación de dimetil maleato en el gas de ciclo de la zona de vaporización con dimetil succinato, la temperatura de la zona de vaporización puede ser más alta para una temperatura de salida de reactor dada que, a su vez, producirá un aumento en la productividad. También se obtiene un beneficio adicional debido a que la presión de vapor del dimetil succinato es alrededor de un 25% superior a la del dimetil maleato. La corriente que contiene hidrógeno normalmente contendrá una elevada concentración de hidrógeno pero también puede incluir otros gases como por ejemplo, hidrocarburos, óxidos de carbono, metano y nitrógeno. Además, cuando la corriente que contiene hidrógeno incluye gases relacionados corriente abajo, también pueden estar presentes los condensables, que pueden incluir uno o más éteres del producto, alcanol de Ci a C4, agua, co-productos y subproductos.

Los subproductos pueden incluir al alcanol usado en la esterificación del ácido o anhídrido, por ejemplo, metanol, un material no deseado formado por las reacciones laterales, por ejemplo, butanol, al agua incluida en la deshidratación del diol en éter junto con otros materiales livianos o pesados formados durante el procedimiento. Los subproductos se pueden separar del producto deseado en una zona de refinación y luego se pueden purificar si se requiere. De manera similar, los co-productos se pueden separar del producto deseado en la zona de refinación y pueden purificarse si fuera necesario. Sin embargo, en una disposición, se reciclará uno o más de los co-productos y/o subproductos. El material de alimentación orgánico preferentemente se selecciona entre uno o más de los ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, mono-alquil (Ci a C4) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos (C4 a C?2), di-alquil (C-i a C ) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos de C4 a C12) lactonas de ácidos hidroxicarboxílicos insaturados de C a C?2, y mezclas de dos o más de los mencionados. Por ejemplo, el material de alimentación orgánico puede seleccionarse entre mono-alquil (Ci a C4) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados de C4 y/o anhídridos, di-alquil (C-i a C4) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados de C4 y/o anhídridos, y mezclas de dos o más de los mencionados anteriormente. Un material de alimentación orgánico particularmente preferido se puede seleccionar entre maleato de monometilo, fumarato de monometilo, dimetil maleato, dimetil fumarato, monoetil maleato, monoetil fumarato, dietil maleato, dietil fumarato y mezclas de dos o más de los mencionados. Cuando la alimentación comprende uno o más ácidos insaturados y/o anhídridos, el procedimiento de la presente invención puede incluir un paso de esterificación en el que el ácido y/o anhídrido se convierte en un mono- o diéster. El paso de esterificación, cuando está presente, se llevará a cabo en una zona de esterificación. La zona de esterificación se puede ubicar antes o después de la zona de pre-reactor. En una disposición, el material de alimentación orgánico está contenido dentro de un solvente orgánico. Cuando está presente el solvente orgánico, el material de alimentación orgánico se puede separar del solvente orgánico mediante la extracción del gas que contiene hidrógeno en el paso (b). Los solventes orgánicos adecuados incluyen di-alquil (C1-C4) esteres de ácidos dicarboxílicos que contienen hasta 13 átomos de carbono; mono- y di-alqui(C6 a C-?8) esteres de ácido maleico, ácido fumárico, ácido succínico y sus mezclas; alquil (C-i a C4) esteres de ácidos naftalenomonocarboxílicos; trialquil (Ci a C4) esteres de ácidos tricarboxílicos aromáticos; di-alquil (C1-C4) esteres de ácido isoftálico; alquil ftaiatos; y dimetil sebacato. Para una disposición en la que están combinadas la zona de pre-reactor y la zona de vaporización, la corriente que contiene hidrógeno: material condensable, preferentemente tiene una relación molar comprendida en un escala entre alrededor de 50:1 y alrededor de 1.00:1. Para una disposición en la que la zona de pre-reactor está separada de la zona de vaporización, la corriente que contiene hidrógeno: material condensable, preferentemente tiene una relación molar comprendida dentro de un escala entre alrededor de 1:1 y alrededor de 20:1. En general, la temperatura de alimentación a la zona de pre-reactor tiene entre alrededor de 30°C y alrededor de 250°C, más preferentemente, entre alrededor de 40°C y alrededor de 200°C, mientras que la presión de alimentación a la zona de pre-reactor es, generalmente, entre alrededor de 500 kilopascales (5 bara) y alrededor de 10,000 kilopascales (100 bara). El material de alimentación orgánico preferentemente, se alimenta a la zona de pre-reactor a una velocidad correspondiente a una zona velocidad espacial horaria de líquido entre alrededor de 0.05 y alrededor de 20.0 h"1 mientras que las velocidades de flujo en la región entre alrededor de 0.5 y alrededor de 5 h"1 pueden ser adecuada para ciertas circunstancias. Si se desea, la relación molar -de la presión y/o temperatura y/o gas que contiene hidrógeno: material(es) condensable(s) se puede ajustar de manera conveniente entre la zona de pre-reactor y el reactor. La temperatura se puede ajustar mediante cualquier medio adecuado que incluye el uso de un intercambiador o varios intercambiadores de calor, por ejemplo, para obtener un grado deseado de sobrecalentamiento superior al punto de rocío. La corriente que contiene hidrógeno utilizada en el procedimiento de la presente invención se puede obtener de cualquiera de las formas convencionales de las formas convencionales. Preferentemente, contiene al menos alrededor del 50% en volumen hasta alrededor del 99.99% en volumen o más, por ejemplo entre alrededor del 80 y alrededor del 99.99% en volumen de hidrógeno. Además puede contener uno o más gases inertes, como por ejemplo, nitrógeno o metano. De manera conveniente, la corriente que contiene hidrógeno se produce por la absorción de oscilación de presión de manera tal que se minimiza el peso molecular de la corriente que contiene hidrógeno reduciendo así, la potencia necesaria para la comprensión y circulación de las corrientes gaseosas. Se puede seleccionar cualquier catalizador adecuado para la reacción. Mientras que se puede utilizar una mezcla de catalizadores, se utilizará aquí el término "catalizador" por facilidad de referencia y se entenderá se refiere a un solo catalizador o una mezcla de dos o más catalizadores diferentes. El catalizador usado en el reactor puede ser diferente del utilizado en la zona de pre-reactor. En la zona de pre-reactor, preferentemente, se utiliza un catalizador que sea selectivo para la hidrogenación de enlaces dobles carbono-carbono, pero con poca o ninguna selectividad para la hidrogenólisis del éster. La elección del catalizador también puede estar influenciada por la fase o fases en las que la reacción ocurre. Puede ser conveniente, en una disposición como por ejemplo, cuando ocurre la reacción en la fase líquida o gaseosa/líquida, reducir deliberadamente la actividad del catalizador para reducir las características de la hidrogenólisis del éster. Esto se debe a que, en varias circunstancias, la formación del diol puede producir una reacción-con el material de alimentación que forme polímeros. Los ejemplos de catalizadores adecuados para utilizar en la zona de pre-reactor incluyen a los catalizadores para hidrogenación de níquel, paladio, rutenio y cobalto, cromita de cobre, óxido de cobre, óxido de zinc y mezclas de óxido de cobre / óxido de zinc. Estos catalizadores se pueden utilizar solos o combinados. Cuando se mezclan la zona de pre-reactor y la zona de vaporización, el catalizador puede actuar como superficie en la que ocurre la vaporización. En esta disposición, la elección del catalizador también puede tener en cuenta la forma del catalizador y/o su empaque. En una disposición, el catalizador de la zona de reacción puede ser un lecho que comprende una variedad de catalizadores. En un ejemplo, el lecho puede incluir un catalizador que sea resistente al contenido ácido de la alimentación residual, uno que sea adecuado para promover la hidrogenación del éster y otro que promueva la selectividad hacia el producto deseado, preferentemente, el éter. Los lechos catalizadores que comprenden más de un tipo de catalizador pueden comprender capas discretas de catalizador dentro del lecho de manera tal que se separen los diferentes tipos o se mezclen los diferentes tipos de catalizador. En un procedimiento particularmente preferido, el catalizador del reactor se selecciona entre catalizadores que contienen cobre, como por ejemplo un catalizador de cromita de cobre reducida o un catalizador que contiene cobre reducido. Los ejemplos de catalizadores que contiene cobre incluyen a los catalizadores de óxido de cobre reducido/óxido de cinc, catalizadores de cobre reducido promovidos con manganeso, catalizadores de cromita de cobre reducido, y catalizadores de cromita de cobre reducido y promovido. Un catalizador alternativo para utilizar en el rector es un catalizador de cobre reducido promovido con manganeso. Cuando el catalizador contiene cobre, las especies catalíticas activas pueden estar al menos parcialmente soportadas sobre un material de soporte que se puede seleccionar entre cromo, óxido de zinc, alúmina, sílice, sílice-alúmina, carburo de silicio, zirconio, titanio, carbono o una mezcla de dos o más de los anteriores, por ejemplo, una mezcla de cromo y carbono. En un procedimiento preferido de la presente invención se puede utilizar en el reactor un catalizador resistente al ácido como por ejemplo un catalizador de cromita de cobre mejorado. Un catalizador de cromita de cobre mejorado adecuado es, por ejemplo, el catalizador comercializado como PG85/1 por Davy Process Technology Limited de The Technology Centre, Princeton drive, Thomaby, Stockton-on-Tess, TS17 6PY, Inglaterra. También se puede utilizar en el reactor, un catalizador que sea efectivo para hacer reaccionar éster en dioles y lactonas como por ejemplo, un catalizador de cobre promovido con manganeso. Un catalizador adecuado de cobre promovido con manganeso que exhibe una conversión superior de un dialquil éster en condiciones operativas típicas utilizando para catalizador PG85/1 es comercializado por Davy Process Technology Limited como DRD92/89A. Un ejemplo de un catalizador con una elevada selectividad hacia el éter deseado en condiciones operativas típicas es DRD92/89B que también comercializa Davy Process Technology Limited. Se pueden encontrar más detalles sobre catalizadores adecuados para utilizar en la producción de butano-1 ,4-diol, ?-butirolactona y/o tetrahidrofurano en la solicitud de Patente Internacional No. PCT/GB00/04758 que se incorpora aquí como referencia. La cantidad del catalizador para hidrogenación utilizada en la zona de pre-reactor y la cantidad del catalizador para hidrogenación/hidrogenólisis en el reactor pueden ser iguales o diferentes. En una disposición preferida, la cantidad del catalizador de hidrogenación utilizada en la zona de pre-reactor será inferior que la cantidad de catalizador para hidrogenación/hidrogenólisis utilizada en la zona de reacción. La carga del catalizador en la zona de pre-reactor puede constituir entre alrededor del 1% y alrededor del 30%, más usualmente entre alrededor del 3% y alrededor del 15% del volumen del catalizador para hidrogenación/hidrogenólisis en las zonas de reacción. En la reacción para convertir un éster en un éter, el reactor también contendrá un poco de catalizador para deshidratación para producir cantidades mayores del éter deseado, preferentemente, un éter cíclico que puede ser tetrahidrofurano. El catalizador para hidrogenación/hidrogenólisis, -como por ejemplo PG 95/1 y/o DRD 92/89A generalmente producirá hasta alrededor del 10% de éter a pesar de que se puede lograr más si se eleva la temperatura y/o tiempo de residencia. El catalizador para deshidratación como DRD 92/89B, que también puede contribuir con cierta hidrogenación/hidrogenólisis, permite que el nivel de éter se eleve hasta un 90% o más dependiendo de la cantidad de catalizador. En una disposición preferida, se puede lograr una cantidad de éter de alrededor del 30% o más. Estos catalizadores son especialmente adecuados para la producción de tetrahidrofurano. De preferencia, se alimenta la corriente del producto desde el reactor, preferentemente habiendo sido condensado, a una zona de refinación donde el éter deseado, preferentemente, tetrahidrofurano, se separa como producto. Se pueden separar o reciclar al sistema de reacción cualquiera de los co-productor presentes, como por ejemplo butano 1 ,4-diol y/o ?-butirolactona. El reciclado puede ser cualquier punto adecuado del procedimiento. En una disposición, el reciclado puede vaporizarse en, y preferentemente, mediante, una corriente que contiene hidrógeno del paso (b). En una disposición alternativa, el reciclado puede vaporizarse en, y preferentemente, medíante, una segunda corriente que contiene hidrógeno antes de ser alimentada a la zona de reacción del paso (c). Cuando existe más de un co-producto, se puede separar o recuperar uno o más de ellos y reciclar el resto. En una disposición donde se desea el 100% de conversión a éter, por ejemplo, tetrahidrofurano, se reciclan todos los co-productos, por ejemplo butano-1 ,4-diol y/o ?-butirolactona.

La capacidad para seleccionar los catalizadores adecuados y ajustar el reciclado de co-productos hacia la zona de vaporización permite una flexibilidad al operador de planta para seleccionar la cantidad de éter producida con respecto a la formación de co-productos. En una disposición, se puede proveer el catalizador para deshidratación de manera tal que se permita elegir al operador hacer algunos de los reactivos se desvíen del catalizador. Esto hace que varíe el éter producido. Cualquier alcanol derivado de la alimentación orgánica, generalmente será un alcanol de C-i a C4, y agua en la corriente del producto crudo, preferentemente, se condensará y separará en la refinación. Convencionalmente, el catalizador, si está presente, se reciclará hacia el reactor de esterificación donde se forma el material de alimentación orgánico. El sistema de refinación puede incluir algún recurso si se desea separar el agua del alcanol. El sistema de refinación generalmente incluirá un medio para separar otros subproductos que pueden ser reciclados. Un ejemplo de un subproducto que se puede reciclar es, por ejemplo, cualquier material intermedio. Alternativamente, algunos o todos los subproductos producidos pueden ser rechazados como efluente. Un ejemplo de un subproducto que se puede rechazar es cualquier mono-ol producido. Ahora describiremos la presente invención a manera de ejemplo, haciendo referencia a los dibujos que la acompañan en los que: la figura 1 es un diagrama esquemático de una disposición de la técnica anterior. La figura 2 es un diagrama esquemático de un procedimiento de acuerdo con una modalidad de la presente invención; y La figura 3 es un diagrama esquemático de un procedimiento de acuerdo con una segunda modalidad de la presente invención. Los expertos en la técnica comprenderán que los dibujos son diagramas y que, en una planta comercial, pueden ser necesarios otros elementos para el equipamiento como por ejemplo tambores de reflujo, bombas, bombas de vacío, compresores, compresores de gas de reciclado, sensores de temperatura, sensores de presión, válvulas de liberación de presión, válvulas de control, controladores de flujo, controladores de nivel, tanques de retención, tanques de almacenamiento y similares. La provisión de dichos elementos auxiliares del equipo no forma parte de la presente invención y se adecúan a la práctica de la ingeniería química convencional. Ahora describiremos la presente invención haciendo referencia especial a la producción de tetrahidrofurano mediante la reacción de una alimentación de dimetil maleato con hidrógeno. La figura 2 ilustra una planta para la producción de tetrahidrofurano mediante la reacción de dimetil maleato con hidrógeno de acuerdo con una modalidad de la presente invención. El dimetil maleato se puede producir mediante cualquier medio adecuado y puede ser alimentado desde una planta de esterificación (no se ilustra) del tipo descrito en la WO-A-90/08127 que se incorpora aquí como referencia. El dimetil maleato resultante generalmente contiene no más que alrededor del 10.0% peso/peso de material orgánicos ácidos, como por ejemplo, monometil maleato y, preferentemente, menos que alrededor del 2.0% peso/peso, por ejemplo entre alrededor del 0.1 y alrededor del 1.0% peso/peso de materiales ácidos. En la disposición de la figura 2, la zona de pre-reactor y la zona del vaporizador se combinan en un vaporizador y un reactor de prehidrogenación 16. El dimetil maleato se alimenta a este vaporizador y a la zona de pre-reacción en la línea 17. La zona de pre-reactor comprende un catalizador para hidrogenación adecuado. En la zona de pre-reacción al menos parte y preferentemente la mayoría de la alimentación se hace reaccionar para formar dimetil succinato y se vaporiza contra la corriente que contiene hidrógeno alimentada en la línea 18a, que puede ser una combinación de la corriente que contiene hidrógeno agotado de la línea 18 combinada con el hidrógeno de complemento en la línea 19. El dimetil succinato que se vaporiza dentro de la corriente que contiene hidrógeno se hace pasar por la línea 20 hasta la zona de reacción 21 , donde se lleva a cabo la reacción sobre el catalizador adecuado. La carga del catalizador preferentemente, contiene un catalizador resistente al ácido como por ejemplo PG85/1 y DRD92/89A que promueve la hidrogenación del éster y, por ejemplo, DRD 92/89B promueve la deshidratación del diol. La conversión de dimetil maleato en tetrahidrofurano, butano 1 ,4-diol y ?-butirolactona, así como también pequeñas cantidades de subproductos no deseados, como por ejemplo butanol y/o acetal 2-(4'-hidroxibutoxi)-tetrahidrofurano, ocurre en el pasaje a través del reactor 21. La corriente del producto 22 se hace pasar a un refrigerador y condensador 23 donde se separa el producto crudo del gas de ciclo que se recicla a través de la línea 18 hasta un compresor (no se ilustra) y a través de la línea 18 y 18a hasta el vaporizador 16. Se hace pasar el producto crudo en la línea 24 hacia la zona de refinación 25. Aquí, la corriente del producto crudo se separa, preferentemente, por destilación en varias etapas, para obtener tetrahidrofurano esencialmente puro que se recupera en la línea 26. Se puede proporcionar la línea 27 para la recuperación del butano-1 ,4-diol o, en una disposición alternativa, se puede reciclar hacia la zona de pre-reacción/zona de vaporización combinada 16 para la otra reacción para la obtención de tetrahidrofurano. Cualquier ?-butirolactona junto con el material de alimentación parcialmente hidrogenado se puede reciclar en la línea 28 hacia la zona de pre-reacción/ zona de vaporización combinada 16. De manera alternativa, la ?-butirolactona se puede refinar y recuperar como producto separado. Se puede reciclar el metanol y agua corriente arriba o se puede separa y extraer el metanol reciclado y el agua como efluente. Con respecto a la figura 3, describiremos ahora una disposición. En esta disposición, se alimenta el dimetil maleato en la línea 29 hacia la zona de pre-reactor 30 donde se someta a la hidrogenación en fase líquida con el hidrógeno de la línea 31a en presencia de un catalizador para hidrogenación adecuado. La corriente rica en dimetl succinato resultante luego se hace pasar por la línea 32 hacia la vaporizador 33. Se puede bombear el dimetil succinato hasta cerca de la parte superior de la zona de vaporización. La alimentación fluye hacia la zona de vaporización contra una corriente ascendente del gas de ciclo desde la línea 34, dicha corriente puede incluir la alimentación de hidrógeno de complemento fresco desde la línea 31 que ha sido agregado a la corriente que contiene hidrógeno reciclado (líneas 35) corriente abajo. De manera alternativa, esta corriente puede simplemente ser la corriente puede simplemente ser la corriente que contiene hidrógeno recuperado de la línea 35 y se puede agregar cualquier hidrógeno de complemento directamente en cualquier punto adecuado en la línea de hidrogenación. Se recupera de la parte superior de la zona de vaporización 33, una corriente de mezcla de vapor casi saturado que comprende dimetil succinato en una corriente que contiene hidrógeno dicha corriente tiene una relación molar entre la corriente que contiene hidrógeno: dimetil succinato entre alrededor de 50:1 y alrededor de 1.000:1. La mezcla de gases luego se alimenta a la línea 36 hasta el reactor 37 que contiene una carga de catalizador de lecho fijo.

Los catalizadores para hidrogenólisis y deshidratación serán los mismos descritos con respecto a la figura 2. La zona de reacción general se opera en una temperatura de entrada entre alrededor de 100°C y alrededor de 300°C, más preferentemente entre alrededor de 150°C y alrededor de 250 °C, una presión de entrada entre alrededor de 500 kilopascales (5 bara) y alrededor de 15,000 kilopascales (150 bara), más preferentemente entre alrededor de 3,000 kilopascales (30 bara) y alrededor de 7,000 kilopascales (70 bara). La velocidad de alimentación del dimetil succinato corresponde a una velocidad espacial horaria del flujo entre alrededor de 0.5'1 y alrededor de 5.0 h"1. La conversión del dimetil maleato en tetrahidrofurano, butano-1 ,4-diol y ?-butirolactona, así como también pequeñas cantidades de subproductos no deseados, por ejemplo, butanol y/o acetal 2(4'-hidroxibutoxi)-tretrhidrofurano, ocurre al pasar por el reactor 37. La corriente del producto 38 se hace pasar a un refrigerador y condensador 39 donde el producto crudo se separa de la corriente que contiene hidrógeno agotado que se recicla mediante la línea 35 hacia un compresor (no se ilustra) y la línea 35 hacia la zona de vaporización 33. El producto crudo de hace pasar por la línea 40 hacia un sistema de separación 41. Aquí, la corriente del producto crudo se separa, preferiblemente, por destilación en varias etapas, para obtener el tetrahidrofurano porque se recupera en la línea 42. Se puede proveer la línea 43 para la recuperación del butano-1 ,4-diol o, en una disposición alternativa, se puede reciclar hacia la zona de vaporización 33 para otra reacción con la finalidad de obtener tetrahidrofurano. Cualquier ?-butirolactona junto con el material de alimentación parcialmente hidrogenado se puede reciclar en la línea 33 hacia la zona de vaporización 44. De manera alternativa, se puede retinar la ?-butirolactona como un producto. Se puede reciclar el metanol y el agua hacia reactores corriente arriba o se puede separar y extraer el metanol reciclado y el agua como efluentes. Con respecto a la figura 3, ahora describiremos una disposición alternativa de la presente invención. Ahora describiremos la invención con respecto a los ejemplos que acompañan.

EJEMPLO COMPARATIVO 1 En un procedimiento de la técnica anterior como se ilustra en la figura 1 , para poder vaporizar 1.0 kmol/h de dimetil maleato que se alimenta al vaporizador, junto con 0.21 kmil/h del reciclado de refinación, también se alimentan al vaporizador 258 kmol/h del gas de ciclo rico en hidrógeno y 5.0 kmol/h de hidrógeno de complemento. La corriente vaporizada luego se calienta al reactor donde el dimetil maleato y los reciclados de refinación se convierten en el producto de reacción crudo. Éstos se enfrían y separan y el producto crudo se alimenta a la zona de refinación donde se retinan los productos y los reciclados de refinación vuelven al vaporizador. Los detalles y resultados se muestran en el cuadro 1.

EJEMPLO 1 En un esquema del procedimiento de acuerdo con la presente invención y tal como se ¡lustra en la figura 2, la corriente de gas de ciclo del compresor se mantiene a la misma velocidad absoluta que en el ejemplo comparativo 1. En esta disposición, se alimentan 1.32 kmol/h de dimetil maleato a la sección inferior de vaporización de una zona de pre-reacción/ vaporización combinada. Además, también se alimentan a la zona de vaporización 258 kmol/h del gas ciclo rico en hidrógeno y 8.3 kmol/h del hidrógeno de complemento. La alimentación de dimetil maleato se vaporiza dentro de la corriente de hidrógeno y luego se hace pasar sobre un catalizador de paladío soportado a 167°C donde se convierte en dimetil succinato. Los 0.33 kmolh"1 restantes de dimetil maleato junto con 0.35 kmoP1 del material reciclado de la zona de refinación se vaporizan dentro del dimetil succinato que contiene una corriente de hidrógeno en una segunda sección de vaporización, utilizando el calor generado desde la formación de dimetil succinato para promover calor para la vaporización. Al enviar una corriente predominantemente de dimetil succinato en lugar de una alimentación de dimetil maleato al reactor para hidrogenación en fase de vapor, se puede elevar la temperatura de entrada al reactor para hidrogenación en fase de vapor en alrededor de 9°C, mientras que se mantiene una temperatura constante de salida del reactor de 195°C. Puede observarse que se procesa aproximadamente el 65% más de dimetil maleato que con el procedimiento del ejemplo comparativo 1.

EJEMPLO 2 En un esquema del procedimiento de acuerdo con la presente invención y como se ilustra en la figura 3, la corriente del gas de ciclo del compresor se mantiene a la misma velocidad absoluta que en el ejemplo comparativo 1. En esta disposición, primero se pre-hidrogena 1.84 kmol/h de dimetil maleato a dimetil succinato en la fase líquida sobre un catalizador basado en níquel a 60°C y 1 ,200 kilopascales (12 bara), antes de alimentar el dimetil succinato junto con 0.39 kmol/h del reciclado de refinación al vaporizador. Se alimenta una alimentación de 2.2 kmol/h a la sección prehidrogenación. Además, también se alimentan 258 kmol/h de un gas de ciclo rico en hidrógeno y 7.4 kmol/h de hidrógeno de complemento al vaporizador. Enviando una alimentación predominantemente de dimetil succinato en lugar de dimeti! maleato al vaporizador, se puede elevar en alrededor de 13°C la temperatura de entrada al reactor para hidrogenación en fase de vapor, mientras que se mantienen constante la temperatura de salida del reactor en 195°C. Puede observarse que se procesa aproximadamente el 84% más de dimetil maleato que con el procedimiento del ejemplo comparativo 1.

El procedimiento de la presente invención puede utilizarse en combinación con el procedimiento de WO 03/006446 cuyos contenidos se incorporan aquí como referencia.

Claims (23)

CUADRO 1 NOVEDAD DE LA INVENCIÓN REIVINDICACIONES

1.- Un procedimiento para la producción de un éter opcionalmente con un diol y/o lactona, mediante la reacción de un material de alimentación orgánico correspondiente seleccionado entre ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, mono-ésteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, diésteres de ácidos dicarboxílicos insaturados y/o anhídridos, lactonas insaturadas, y mezclas de dos o más de los anteriores en la presencia de hidrógeno, que comprende los siguientes pasos: (a) proveer una corriente que comprende como mínimo una porción de material de alimentación orgánico a una zona de pre-reactor que comprende un catalizador y opera en condiciones de reacción, y poner en contacto dicha alimentación con una corriente que comprende hidrógeno de manera tal que, como mínimo, parte de los enlaces dobles carbono-carbono se saturen; (b) vaporizar la alimentación al menos saturada en parte dentro de la corriente que contiene hidrógeno en una zona de vaporización; (c) alimentar la corriente que contiene hidrógeno que comprende la alimentación vaporizada y al menos parcialmente saturada, a una zona de reacción que comprende el catalizador y opera en condiciones de reacción; (d) recuperar de la zona de reacción una corriente del producto que comprende el éter y opcionalmente diol y/o lactona; y (e) hacer reciclar la corriente agotada que contiene hidrógeno hacia, al menos, la zona de pre-reactor o la zona de vaporización.

2.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado además porque la alimentación al menos parcialmente saturada se vaporiza mediante y dentro del hidrógeno en el paso (b).

3.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 ó 2, caracterizado además porque la zona de pre-reactor y la zona de vaporización son zonas separadas dentro del mismo recipiente.

4.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 ó 2, caracterizado además porque la zona de pre-reactor y la zona de vaporización están mezcladas.

5.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado además porque el catalizador en la zona de pre-reactor provee un área de contacto en la cual ocurre la vaporización.

6.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 1 ó 2, caracterizado además porque la zona de pre-reactor y la zona de vaporización están ubicadas en recipientes separados de manera tal que la alimentación al menos parcialmente saturada de la zona de pre-reactor se hace pasar hacia la zona de vaporización.

7.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico insaturado adicional se vaporiza dentro de la corriente que contiene hidrógeno en la zona de vaporización.

8.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico insaturado adicional es vaporizado por la corriente que contiene hidrógeno.

9.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico insaturado adicional se provee a la zona de reacción en el paso (c).

10.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 9, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico insaturado adicional se vaporiza dentro de una segunda corriente que contiene hidrógeno antes de ser provisto a la zona de reacción en el paso (c).

11.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico insaturado adicional es vaporizado por la segunda corriente que contiene hidrógeno.

12.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11 , caracterizado además porque el material de alimentación sin reaccionar y los subproductos, que pueden opcionalmente incluir al diol y/o lactona se reciclan y vaporizan dentro de una corriente que contiene hidrógeno en una zona de vaporización.

13.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado además porque la corriente reciclada es vaporizada por la corriente que contiene hidrógeno.

14.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 13, caracterizado además porque el material de alimentación sin reaccionar y los subproductos, que opcionalmenté pueden incluir al diol y/o lactona se reciclan y vaporizan dentro de una segunda corriente que contiene hidrógeno antes de ser alimentados a la zona de reacción del paso (c).

15.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 14, caracterizado además porque 'la corriente reciclada es vaporizada por la segunda corriente que contiene hidrógeno.

16.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 15, caracterizado además porque el material de alimentación está contenido dentro del solvente orgánico que se separa del material de alimentación en la zona de vaporización o en una columna de separación separada mediante la extracción del gas de ciclo.

17.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 16, caracterizado además porque la saturación, al menos parcial, del enlace doble de carbono ocurre en la fase líquida de la zona de pre-reacción.

18.- El procedimiento de conformidad con cualquiera - de las reivindicaciones 1 a 17, caracterizado además porque el material orgánico de alimentación se selecciona entre mono-alquil (C-i a C ) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados de C a C12 y/o anhídridos, di-alquil (C-i a. C4) esteres de ácidos dicarboxílicos insaturados de C4 a C?2 y/o anhídridos, lactonas de ácidos hidroxicarboxílicos insaturados de C4 a C12, y mezclas de dos o más de los mencionados anteriormente.

19.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 18, caracterizado además porque el material de alimentación orgánico se selecciona entre monometil maleato, monometil fumarato, dimetil maleato, dimetil fumarato, monoetil maleato, monoetil fumarato, dietil maleato, dietil fumarato y mezclas de dos o más de los mencionados.

20.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 17, caracterizado además porque la alimentación es uno o más ácidos insaturados y/o anhídridos y el procedimiento incluye un paso de esterificación.

21.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 20, caracterizado además porque el paso de esterificación se lleva a cabo en una zona de esterificación.

22.- El procedimiento de conformidad con la reivindicación 21 , caracterizado además porque la zona de esterificación está ubicada antes o después de la zona de pre-reactor.

23.- El procedimiento de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 23, caracterizado además porque el éter es tetrahidrofurano.