MXPA97009819A - Proceso para la preparacion de 3-(metiltio)propanal - Google Patents
Proceso para la preparacion de 3-(metiltio)propanalInfo
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Abstract
La presente invención se refiere a un proceso para la preparación continua de 3-(metiltio)propanal. Un medio de reacción líquido se pone en contacto con una corriente de alimentación de acroleína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido. El medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acroleína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable. La acroleína se transfiere desde la corriente de alimentación de acroleína al medio de reacción. El metilmercaptano se introduce en el medio de reacción y se hace reaccionar con acroleína en ese medio para producir un producto de reacción de líquido que contiene 3-(metiltio)propanal. El gas no condensable se separa desde el producto de reacción líquido. El producto de reacción se divide en una fracción de producto y una fracción de circulación, y la fracción de circulación se recicla a la zona de contacto de gas/líquido.
Description
PROHFSO PARA LA PRFPARArTON DF 3 - f MFTTT.TTn . PROPANAT.
ANTFrapF.NT?S JTÍF. T.A TNVFNGTON
Esta invención se relaciona con la preparación de
3-(metiltio)propanal y más particularmente con un proceso continuo, para la fabricación directa de 3-(metiltio)propanal en un sistema de reacción de gas/líquido. El 3-(metiltio)propanal (de aqui en adelante "MMP") es un intermediario para la fabricación de ambos de la d.l-metionina y el ácido 2-hidroxi-4-(metiltio)butanoico ( "HMBA" ) . La etionina es un aminoácido esencial en el cual los componentes de las composiciones de alimento animal son comúnmente deficientes. El HMBA proporciona una fuente de metionina y es ampliamente utilizado como un suplemento de metionina en formulaciones de alimento animal. El MMP relativamente libre de impurezas es requerido típicamente para la fabricación de HMBA o metionina. El MMP es producido por la reacción de acroleina con metilmercaptano. En un proceso convencional para la preparación de MMP, la -acroleina liquida y el metilmercaptano se introducen en un reactor que contiene el producto de MMP de fase líquida. La reacción toma lugar en la fase líquida. Para producir el MMP de calidad deseada, la acroleína refinada se utiliza en el proceso y/o el producto de MMP se REF: 26227 destila antes de utilizarse en la fabricación de ya sea HMBA o metionina. La acroleína es un material altamente tóxico e inflamable. Es preparada convencionalmente por oxidación de fase de vapor de propileno sobre un catalizador de fase sólida, que produce un producto de reacción gaseosa sin purificar, el cual contiene vapor de agua, ácido acrílico, acetaldehído y otros subproductos orgánicos. Típicamente, el gas se trata para eliminar el ácido acrílico, entonces se pone en contacto con agua refrigerada por absorción de acroleína. La solución acuosa resultante se destila para recuperar la acrol?ína absorbida y otros componentes orgánicos. La acroleína sin purificar entonces se refina para rechazar las impurezas de baja ebullición tales como acetaldehído, que produce un producto de acrol?ína líquida purificada. La acrol?ína líquida refinada ST almacena para utilizarse en la fabricación de MMP. El almacenamiento de la acrol?ína líquida implica riesgos de toxicidad, fuego y explosión significativos. Los costos de operación y capital elevado incurren consecuentemente en proporcionar el manejo seguro d? este material. El costo de manejo de la acroleína puede ser sustancialmente reducido si la acroleína de fase de gas se transfiere directa y continuamente del proceso de fabricación de la acrol?ína al reactor de MMP sin ?l almacenamiento o condensación. Sin embargo, ya que los procesos comerciales convencionales para la preparación del MMP implican reacciones de fase líquida, la necesidad para condensar el producto de acroleína gaseosa ha sido considerada inevitable. Además, debido al proceso convencional típicamente utiliza un sistema de reacción de lote, condensación y almacenamiento en proceso de acrol?ína líquida si es necesario como un amortiguador de oleaje entre la operación del proceso de acrol?ína y el reactor de MMP. La Patente Holandesa No. 6809647 describe un proceso en ?l cual la acrol?ína es producida por oxidación catalítica d? propileno y la mezcla de gas d? reacción que contiene acrol?ína se hace pasar a una columna de reacción vertical en la cual el MMP se forma. El MMP se hace circular a través de la columna de reacción y ambos del gas que contiene acrol?ína y metilmercaptano se agregan cerca de la parte inferior. La salida de MMP d? la columna contiene una fase acuosa separada la cual se remueve en un separador. El MMP del separador es reciclada parcialmente con la columna de reacción. Una solución de bicarbonato de sodio se suministra al MMP d? circulación. El producto de MMP removido del sistema de reacción de circulación se destila a una presión de 100 mmHg. La Patente de los Estados Unidos 4,225,516 describe un proceso continuo para la fabricación del MMP del gas del producto de acrol?ína obtenido en la oxidación catalítica de propileno. En este proceso, ?l gas primero se trata para remover el ácido acrílico, luego se enfría con vapor de agua condensada. Para reducir el vapor de agua contenido en un nivel aceptable en la reacción de MMP, la temperatura de condensación final es de 0o a -5CC. La corriente de gas de acroleína tratada y enfriada se pone en contacto con una corriente de MMP líquido en una torre d? absorción a contracorriente, resultando en la absorción de acrol?ína en el MMP. La corriente líquida d? MMP que contiene acrol?ína disuelta se hace circular a un reactor de MMP donde se agrega metilmercaptano . El proceso procede por la reacción de metilmercaptano con el MMP para formar el semimercaptal de MMP, y el semimercaptal a su vez reacciona con acroleína en la fase líquida para producir el MMP adicional. De esta forma, el proceso requiere la presencia de hasta 1% por peso del semimercaptal en la mezcla de reacción. El producto de MMP ST retira del sistema a una velocidad equivalente a la producción de MMP en el reactor, mientras el volumen de la corriente de MMP es recirculada al absorbedor de acroleína. Para proporcionar la absorción cuantitativa de la acrol?ína en el MMP, la patente '516 requiere enfriar ?l MMP d? circulación a una temperatura de 0o a -15°C antes de entrar al absorbedor. La refrigeración requerida para la condensación de vapor d? agua a 0°C a -5°C y enfriamiento de MMP tan bajo como -15°C sustancialmente contribuye a los gastos de operación y capital del proceso de la patente '516. Además, debido a la ganancia de reacción a través de la formación del semimercaptal , las cinéticas de la reacción de conversión son relativamente lentas, resultando en la pérdida de productividad deseable y de esta forma agregando además el costo de operación del proceso. Aunque la absorción sub-cero aumenta la recuperación de acrol?ína en equilibrio, también aumenta la absorción de impurezas, tales como acetald?hído, en ?l producto de MMP, Además, ya que el depurador de gas se separa del reactor, la acroleína absorbida en ?l depurador de gas no se consume inmediatamente en la zona d? absorción. Como una consecuencia, la acroleína tiende a acumularse en la fase líquida, la cual disminuye la fuerza de conducción para la transferencia de masa. La concentración elevada de acroleína en MMP líquida también aumenta la posibilidad de formar subproductos de reacciones entre la acroleína y el MMP.
BRFVF nFSf-RTPC-TON T)F. T.A TNVFNCTON
Entre los objetos diversos de la presente invención está la provisión de un proceso mejorado para la preparación de MMP; la provisión de tal proceso, el cual puede ser operado en un modo continuo; la provisión de tal proceso, el cual puede ser operado con productividad elevada; la provisión de tal proceso, el cual puede ser operado con una materia prima de acrol?ína relativamente sin purificar; la provisión de tal proceso, el cual no requiere refrigeración por absorción o condensación de acrol?ína; la provisión de tal proceso, el cual elimina la necesidad para almacenamiento de acroleína líquida, en particular, la provisión de tal proceso, el cual puede ser operado utilizando un alimento de acroleína gaseosa obtenido directamente de la oxidación continua de propileno u otro hidrocarburo adecuado; la provisión de tal proceso, el cual puede ser operado sin la formación de una fase acuosa separada en la mezcla de reacción de MMP; y la provisión de tal proceso, el cual puede producir el MMP de calidad elevada para uso directo en la preparación d? metionina o HMBA sin la necesidad de otra purificación. En resumen, la invención está dirigida a un proceso para la preparación continua de MMP en el cual un medio de reacción líquido ST pone en contacto con una corriente de alimentación de acroleína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido. El medio d? reacción contiene MMP, metilmercaptano y un catalizador para la reacción entre m?tilmercaptano y acrol?ína. La corriente de alimentación de acroleína líquida comprende vapor de acroleína y gas no condensable. Las proporciones relativas de la acroleína y metilmercaptano que entran a la zona de contacto son sustancialmente equivalentes en forma estequiométrica. La acroleína TS transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y reacciona directamente con metil-mercaptano en el medio, sin formación sustancial del intermediario semi (metiltio)acetal de MMP, para producir un producto . de reacción líquido que contiene el MMP. Se separa el gas no condensable del producto de reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación y la fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La acrol?ína y el metilmercaptano reaccionan en el medio líquido en una zona de reacción que comprende la zona de contacto de gas/líquido y una zona de circulación en la cual ?l producto de reacción líquido ST descarga de la zona d? contacto de gas/líquido y a través del cual la fracción de circulación es recirculada a la zona de contacto de gas/líquido. El metilmercaptano se introduce en la zona de reacción a una ubicación o ubicaciones de tal manera que no prevalece el exceso de metilmercaptano en cualquier región de la zona d? reacción durante mucho tiempo para la formación sustancial del intermediario semi (mßtiltio)acetal . La invención se dirige además a un proceso para la preparación continua de MMP en el cual un medio de reacción líquido se pone ?n contacto con una corriente de alimentación d? acroleína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido. El medio de reacción contiene MMP, metilmercaptano y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa consiste de vapor de acrol?ína, gas no condensable y vapor de agua. La acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y reacciona con metil-mercaptano en el medio para producir un producto de reacción líquido que contiene el MMP. La relación de vapor de agua a acroleína en la corriente de alimentación de acroleína es tal que ninguna fase líquida secundaria sustancial está presente en el producto de reacción líquido como un resultado de la condensación de agua en la corriente de alimentación. El gas no condensable se separa del producto de reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación y la fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La invención también está dirigida a un proceso para la preparación continua de MMP, en el cual un producto de reacción líquido se pone en contacto con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido, el medio de reacción que contiene MMP, metilmercaptano y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína. La corriente d? alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acroleína, gas no condensable y vapor de agua. La acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y reacciona con metilm?rcaptano en el medio para producir el producto de reacción líquido que contiene MMP. La relación molar de vapor de agua a acroleína en la corriente de alimentación de acroleína no es mayor d? aproximadamente 0.3. El gas no condensable se separa del producto d? reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación, y la fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. También contemplado por la invención es un proceso para la preparación continua de MMP en el cual un medio de reacción líquido se pone en contacto con la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido a través del cual la corriente de alimentación y el medio de reacción se hacen pasar a contracorriente. El medio de reacción contiene MMP, metilmercaptano y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína La corriente de alimentación de acroleína gaseosa comprende vapor de acrol?ína y gas no condensable, por lo que la acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y reacciona con metilmercaptano en ?l medio para producir un producto de reacción líquido que contiene MMP. El líquido mantenido en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente es suficiente para efectuar la conversión en la zona de contacto d? gas/líquido de por lo menos 90% de la acroleína contenida en ?l gas d? alimentación. El gas no condensable se separa del producto de reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación y la fracción de circulación es rßciclada a la zona de contacto de gas/líquido . La invención también está dirigida a un proceso para la preparación continua de MMP en ?l cual un medio de reacción líquido se pone en contacto con una corriente d? alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona d? contacto d? gas/líquido, el medio de reacción contiene MMP, metilm?rcaptano y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acroleína gaseosa comprende vapor d? acrol?ína y gas no condensable. La acrol?ína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y la acroleína y el metilmercaptano se hacen reaccionar en el medio de reacción en una primera zona de reacción que comprende la zona de contacto de gas/líquido, produciendo un intermediario del producto de reacción líquido. El gas no condensable se separa del intermediario del producto de reacción líquido, el intermediario del producto de reacción líquido ST divide en un intermediario de la fracción del producto y una fracción d? circulación, y la fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La primera zona d? reacción comprende la zona de contacto de gas/líquido y una zona de circulación en la cual el producto de reacción líquido se descarga d? la zona de contacto d? gas/líquido y a través del cual la fracción de circulación es recirculada a la zona de contacto de gas/líquido. El intermediario de la fracción del producto se hace pasar a través d? un reactor de tapón de flujo para convertir la acroleína residual y el metil ercaptano a MMP. Además se contempla por la invención un proceso para la preparación continua de MMP en el cual un producto de reacción de líquido ST pone en contacto con la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido. El medio de reacción contiene MMP, metil-mercaptano y un catalizador para la reacción entre metil-mercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acrol?ína, gas no condensable y vapor de ácido acrílico. La acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción- líquido y se hace reaccionar con metilmercaptano en ?l medio para producir un producto de reacción líquido que contiene MMP. La relación molar de vapor de ácido acrílico a acrol?ína en la corriente de alimentación de acroleína no es mayor de aproximadamente 0.1. El gas no condensable se separa del producto de reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción d? circulación y la fracción d? circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La invención también está dirigida a un proceso para la preparación continua de MMP en ?l cual el vapor de acroleína se produce por una oxidación catalítica de fase de vapor de un hidrocarburo para producir una corriente del producto d? reacción de acroleína sin purificar. La corriente del producto de reacción de acroleína sin purificar se enfría para condensar el vapor de agua y ácido acrílico de ahí y produce una corriente de gas de acrol?ína fría para conversión a MMP, la corriente de alimentación que comprende acrol?ína y gas no condensable. Un medio de reacción líquido ST pone en contacto con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa que comprende la corriente de gas de acroleína fría en una zona de contacto de gas/líquido en la cual la presión total no es mayor de aproximadamente 3 atmósferas. El medio de reacción contiene MMP, metil-mercaptaho y un catalizador para la reacción entre metil-mercaptano y acroleína. La acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y se hace reaccionar con metilmercaptano en ?l medio para producir un producto de reacción líquido que contiene MMP. El gas no condensable se separa del producto de reacción líquido, el producto d? reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación y la fracción de circulación TS reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La invención está dirigida además a un proceso para la preparación continua de MMP en el cual una corriente de gas del producto de reacción sin purificar obtenida de la oxidación catalítica de un hidrocarburo es enfriada, por lo que ST produce una corriente de gas fría que comprende acroleína y un condensado que comprende agua, ácido acrílico y una proporción residual de acrol?ína. El condensado se separa de la corriente de gas fría y el condensado ST destila fraccionalmente para producir una fracción superior que comprende acroleína y una fracción inferior la cual es sustancialmßnte libre de acroleína. La fracción superior se mezcla con la corriente de gas fría para producir una corriente de acrol?ína combinada. Un medio de reacción líquido se pone en contacto con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido. El medio d? reacción contiene MMP, metilmercaptano y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende la corriente de gas de acroleína combinada y contiene acrol?ína, gas no condensable y vapor de agua. La acrol?ína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y se hace reaccionar con metilmercaptano en el medio para producir un producto de reacción líquido que contiene MMP. El gas no condensable se separa del producto d? reacción líquido, el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación y la fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto de gas/líquido. La presente invención también • está dirigida a un proceso para la preparación continua de 3-(metiltio)propanal El proceso comprende poner en contacto un medio de reacción líquido con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido de una zona de reacción; El medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal , metilmercaptano y un catalizador para- la reacción entre metilmercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acroleí?a y gas no condensable. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa y el medio de reacción son provocados en la forma de co-corriénte de flujo a través de la zona de gas/líquido. La acroleína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción y se hace reaccionar con metilmßrcaptano en el medio para producir un producto de reacción líquido que contiene MMP. El gas no condensable se separa del producto de reacción, líquido y el producto de reacción se divide en una fracción del producto y una fracción de circulación. La fracción de circulación es reciclada a la zona de contacto d? gas/líquido. El calor de la reacción se elimina de la zona de reacción . por transferencia indirecta de calor del medio de reacción líquido a otro fluido. La velocidad d? circulación del medio líquido y la ubicación del cual, ?l calor se elimina de la zona de reacción, son tales que la temperatura del medio de reacción líquido no varía más de aproximadamente ±15°C (5°F) a través d? la zona de reacción. La presente invención está dirigida además a un proceso para la preparación continua de .3-(m?tiltio)propanal en la cual una corriente de alimentación de acroleína gaseosa se pone en contacto con un medio de reacción- líquido, el medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable, por lo que la acroleína d? la corriente de alimentación es transferida al medio líquido. También se introduce metilmereaptano en el medio de reacción. La acroleína se hace reaccionar con metilmercaptano en el medio, en una primera zona de reacción que comprende la zona de contacto de gas/líquido para producir un producto de reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal , el medio de reacción líquido que sale de la zona de contacto d? gas/líquido contiene no más de aproximadamente 5% por peso de acroleína. El producto de reacción de la primera zona de reacción se hace pasar a través de una segunda zona de reacción para convertir la acrol?ína residual y ?l metilmercaptano a 3-(metiltio)-propanal . La invención se dirige además con un proceso para la preparación continua de 3-(metiltiol )propanal en el cual un medio de reacción líquido se pone en contacto con la corriente de alimentación de acroleína gaseosa y una zona de contacto de gas/líquido a través del cual la corriente de alimentación y el medio de reacción pasan en forma de contracorriente. El medio de reacción contiene 3-(metiltio)-propanal y un catalizador para la reacción entre metil-mercaptano y acrol?ína. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable por lo que la acrol?ína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción líquido, ?l medio líquido que sale de la zona d? contacto de gas/líquido no contiene más de aproximadamente 5% por peso de acroleína. También se introduce metilmercaptano en el medio de reacción líquido y la acroleína y metilmercaptano se hacen reaccionar en tal medio para producir un producto • de reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal . Contemplado además por la invención está un proceso para la preparación continua de 3-(metiltio)propanal en el cual una corriente de alimentación de acroleína gaseosa se pone en contacto con un medio de reacción líquido, el medio d? reacción que contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína, la corriente de alimentación de acroleína gaseosa que comprende vapor de acroleína y gas nó condensable, por lo que la acroleína de la corriente de alimentación es transferida al medio líquido. También se introduce metilmercaptano en ?l medio de reacción y la acroleína se hace reaccionar con metilmßrcaptano en ?l medio en una primera zona de reacción que comprende la zona de contacto d? gas/líquido para producir un producto d? reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal . El producto de reacción líquido que sale de la zona de contacto de gas/líquido contiene entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso de acrol?ína. El producto de reacción de la primera zona de reacción se hace pasar a través de una segunda zona de reacción para convertir la acroleína residual y metilmercaptano a 3-(metiltio)propanal . La invención está dirigida además con un proceso para la preparación continua de 3-(metiltio)propanal que comprende poner en contacto el medio de reacción líquido con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona de contacto de gas/líquido a través del cual la corriente de alimentación y el medio de reacción se pasan en forma de contracorriente, el medio de reacción contiene 3-(m?tiltio)propanal en un catalizador para la reacción entre metilmer'captano y acroleína, la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa que comprende acroleína, vapor y gas no condensable, por lo que la acrol?ína TS transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción. Una corriente de alimentación de metilmercaptano primaria es introducida en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente a una velocidad la cual proporciona un suministro de metilmercaptano que es menor del equivalente estequiométricamente a la velocidad de introducción de la acrol?ína en la zona de contacto. La acrol?ína ST hace reaccionar con metilmercaptano en una primera zona de reacción en el cual la acrol?ína está en un exceso estequiométrico con respecto al metilmercaptano. El medio de reacción que sale de la primera zona de reacción se divide en una fracción del producto intermediario y una fracción de circulación. La fracción de circulación es recirculada a la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente y una corriente de alimentación de metilmercaptano secundaria es introducida en la fracción del producto intermediario. La fracción del producto intermediario es introducida en una segunda zona de reacción en donde el metilmercaptano se hace reacción para convertir la acrol?ína residual en la fracción del intermediario a 3-(metiltio)propanal . En una alternativa con esta modalidad del proceso, un producto de reacción intermediario sale de la primera zona de reacción, y una corriente de alimentación de metilmercaptano secundaria es introducida en ?l producto d? reacción intermediario fuera de la zona de contacto d? gas/líquido a contracorriente. El producto de reacción intermediario se pasa en una segunda zona de reacción en donde se introduce metilmercaptano en la corriente d? alimentación secundaria con acroleína residual en el producto de reacción intermediario para producir MMP. El medio de reacción que sale de la segunda zona de reacción es divido en una fracción del producto y una fracción de circulación; y la fracción de circulación se recircula con la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente. La invención está dirigida además con el proceso para la preparación continua de 3-(m?tiltio)propanal en el cual un medio de reacción líquido se pone ?n contacto con una corriente d? alimentación de acroleína gaseosa y una zona de contacto de gas/líquido a través del cual la corriente de alimentación y el medio de reacción se pasen en forma de contracorriente. El medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína, la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa que comprende acroleína, vapor y gas no condensable, por lo que la acrol?ína es transferida de la corriente de alimentación al medio de reacción. El medio líquido que sale de la zona de contacto de gas/líquido contiene entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso de acroleína. Se introduce metilmercaptano en el medio d? reacción y la acrol?ína se hace reaccionar con metilmercaptano en el medio para producir un producto de reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal . De preferencia, la reacción de acroleína con metilmercaptano en el medio de reacción ocurre dentro de la zona de contacto de gas/líquido para producir una saliente del producto de reacción a la zona de contacto de gas/líquido con una acroleína contenida de entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso. Otros objetos y características serán en parte aparentes y en parte intencionados de aquí en adelante.
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La Figura 1 es un diagrama de flujo esquemático del proceso de la invención, que ilustra la fabricación continua de MMP de un producto de acrol?ína gaseosa sin purificar obtenida' de la oxidación catalítica continua de propileno; la Figura 2 es una ilustración esquemática de un proceso preferido de la invención en el cual el MMP es producido a partir de metilmercaptano y acrol?ína en un reactor de extracción de gas turbulento; la Figura 3 es una ilustración esquemática de un reactor de extracción de gas adaptado para la operación de caída de baja presión;
la Figura 4 es una ilustración esquemática de un reactor de extracción de gas de un tipo d? tubo de corriente adaptado para la operación de caída de baja presión; la Figura 5 es una ilustración esquemática de un reactor d? columna d? bandeja para la conversión de metilmercaptano y acrol?ína a MMP; la Figura 6 es una ilustración esquemática de un proceso de la invención que utiliza un reactor de columna de bandeja seguido por un reactor tapón d? flujo; la Figura 7 es una ilustración esquemática de un proceso de la invención en el cual ?l gas del- producto de reacción de acroleína sin purificar se trata por eliminación sustancial d? ácido acrílico antes de que ?l gas sea introducido en un reactor de extracción de gas co-corriente para la reacción de la acroleína con etilmercaptano; la Figura 8 es una ilustración esquemática de un proceso de la invención en el cual el gas del producto de reacción de acrol?ína sin purificar se trata por eliminación sustancial de ácido acrílico antes de que el gas sea introducido en un reactor de columna de bandeja a contracorriente para la reacción de acrol?ína con metilmercaptano; la Figura 9 es una ilustración esquemática de un proceso de la invención en el cual la alimentación de metilmercaptano se divida entre una primera y segunda zonas de reacción, el medio de reacción de MMP que está recirculada con una zona de contacto de gas/líquido a contracorriente de la salida de la segunda zona de reacción.
DESCRIPCIÓN DE LAS MODALIDADES PREFERIDAS
De acuerdo con la presente invención, se produce MMP de metilmercaptano y una corriente de alimentación de acroleína gaseosa ?n un sistema de reacción de gas/líquido que comprende MMP líquido, En una zona d? contacto de gas/líquido, una fase líquida que contiene MMP y catalizador se pone en contacto con metilmercaptano y un gas que contiene acroleína y no condensables, La acroleína es transferida de la fase de gas a la fase d? gas líquida, y ST hace reaccionar directamente con metilmercaptano en la fase líquida para producir MMP adicional. La reacción exotérmica caliente se elimina con un fluido de transferencia d? calor que fluye a través de un medio de transferencia de calor, tal como una camisa o bobina, en contacto con la zona de contacto de gas/líquido o en una tubería de circulación de MMP entre la salida del líquido y la entrada del líquido de la zona de contacto . En la zona de contacto de gas/líquido, los coeficientes de transferencia de masa elevada se proporcionan por medio del contacto de gas/líquido íntimos y la fuerza dirigida para la transferencia de masa es de preferencia maximizada manteniendo sustancialmente el tapón de flujo en la fase de gas, El contacto de gas/líquido íntimo puede ser realizado por la operación en un rango de flujo turbulento, el cual puede ser caracterizado, por ejemplo, por el gas superficial relativamente elevado y las velocidades de líquido en un régimen de burbuja de flujo, en el que las burbujas se funden y rompen activamente como un resultado de la turbulencia. Tales condiciones turbulentas también promueve velocidades elevadas de transferencia de calor de la zona de contacto de gas/líquido a una camisa o bobina en comunicación de transferencia de calor con la zona de contacto. Alternativamente, el contacto de gas/líquido puede ser afectado por el flujo a contracorriente de gas y líquido dentro de la zona de contacto. En la última modalidad d? la invención, el calor de la reacción es transferida ventajosamente a un fluido d? enfriamiento en un intercambiador de calor externo a través del cual el medio de reacción MMP se circula. Manteniendo la adición sustancialmente equimolar de metilmercaptano y acrol?ína al medio d? reacción, la formación del semitioacetal d? MMP es sustancialment? evitado. Como una consecuencia, el metilmercaptano y la acroleína se hacen reaccionar directamente con la forma de MMP. Ya que esta trayectoria de reacción es muy rápida que la reacción la cual procede a través de la formación del semitioac?tal , la velocidad de la reacción es d? 3 a 10 veces mayor que aquel obtenido en un proceso del tipo descrito en la patente '516. En las velocidades de reacción obtenidas en el proceso novedoso, la velocidad de conversión es limitada por la velocidad d? transferencia de masa d? la acrol?ína de la fase de gas a la fase líquida. Sin embargo, se ha encontrado que, cuando las condiciones turbulentas son mantenidas de acuerdo con las modalidades preferidas de la invención, se realizan los coeficientes elevados de la masa de transferencia. Además, debido a la reacción rápida dirigida- entre la acroleína y metilmercaptano en la fase líquida, la acrol?ína que entra a la fase líquida es inmediatamente consumida, por lo que aumenta la fuerza de dirección para la transferencia de masa, De esta forma, son elevadas las velocidades de transferencia de masa totales. El efecto combinado de las velocidades de reacción directa y transferencia de masa elevada producen mayor productividad en el sistema d? reacción de la invención. Con referencia a la Figura 1, la acroleína es generada continuamente en un reactor 1 de acrol?ína por la oxidación catalítica de propileno, propano u otros materiales de alimentación de hidrocarburos adecuados en presencia de un vapor y gas no condensable. Donde el material de alimentación es propileno, el gas del producto de acrol?ína sin purificar que sale del reactor que contiene de aproximadamente 4% a aproximadamente 10% por volumen de acrol?ína, entre aproximadamente 0.3% y aproximadamente 1.0% por volumen de ácido acrílico, hasta aproximadamente 1.0% por volumen de propileno, hasta aproximadamente 1.0% por volumen d? propano, hasta aproximadamente 0.5% por volumen de propionaldehído, entre aproximadamente 0.1% y aproximadamente 0.4% por volumen de acetaldehído, y entre aproximadamente 30% y aproximadamente 50% por volumen de vapor de agua y entre aproximadamente 40% y aproximadamente 55% por volumen no condensables, que incluyen oxígeno, nitrógeno, monóxido de carbono y dióxido d? carbono. El gas del producto sin purificar entonces es tratado para reducir sustancialmente el vapor de agua y el ácido acrílico contenidos en los mismos. De preferencia, el producto sin purificar es tratado enfriándolo en un intercambiador 3 d? calor indirecto, provocando condensación de ácido acrílico y agua a partir del producto de gas sin purificar. Aunque puede ser utilizado el agua refrigerante como el enfriamiento de fluido en un intercambiador 3 de calor, temperatura ambiente del agua, por ejemplo agua de ciudad, agua de pozo o torre de enfriamiento de agua, pueden ser utilizados económicamente. La condensación de ácido acrílico y agua en un intercambiador de calor utilizando temperatura ambiente de agua como el medio de enfriamiento proporciona una corriente de gas d? acroleína fría que contiene: entre aproximadamente 5% y aproximadamente 25%, más comúnmente entre aproximadamente 7% y aproximadamente 15%, por volumen de acrol?ína; hasta aproximadamente 0.1%, de más preferencia hasta aproximadamente 0.01%, por volumen de ácido acrílico; hasta aproximadamente 2.0% por volumen de propileno; hasta aproximadamente 1.0% por volumen de propano; hasta aproximadamente 1.0% por volumen de propionaldehído; hasta aproximadamente 0.5% por volumen de acetaldehído; entre aproximadamente 1 y aproximadamente 8%, de más preferencia entre aproximadamente 1% y aproximadamente 3%, por volumen de vapor de agua; y entre aproximadamente 60% y aproximadamente 80% por volumen no condensables. De preferencia, la relación molar d? vapor de agua con acroleína en la corriente de gas fría está entre aproximadamente 0.05 y aproximadamente 0,3, de más preferencia entre aproximadamente 0.05 y aproximadamente 0.15, y la relación molar de ácido acrílico con acroleína está entre 0 y 0.01, de más preferencia entre 0 y aproximadamente 0.001. Opcionalmente, el ácido acrílico puede ser eliminado inicialmente del gas del producto de acrol?ína poniendo en contacto el gas con un agente absorbente convencional en una unidad de contacto a contracorriente, tal como una torre empacada. El gas que sale del absorbedor puede ser enfriada además por condensación d? vapor de agua pasando el gas a través de una corriente hacia abajo del intercambiador de calor indirecto del absorbedor. La corriente de gas de alimentación de acrol?ína fría es entonces introducido en un medio de reacción, que comprende una corriente de circulación de MMP, en un reactor 5 de flujo continuo, El reactor 5 se proporciona con una camisa 7 d? enfriamiento. El MMP de circulación contiene un catalizador para la reacción de metilmercaptano . y acrol?ína. El catalizador puede ser inyectado continuamente o en forma intermitente a cualquier ubicación conveniente en el circuito. El metilmercaptano es introducido en la corriente de circulación de MMP en cualquier punto conveniente, pero es de preferencia introducido junto con la acroleína o ligeramente hasta la corriente del punto en . el cual la acrol?ína TS introducida. DT esta forma, una mezcla del reactivo de dos fases se prepara, en el cual la acroleína es distribuida entre una fase de líquida que contiene MMP y catalizador, y una fase de gas que contiene no condensables. También puede ser distribuido el metilmercaptano entre las dos fases, pero TS observado para ser sustancialmente disuelto en la fase líquida. El catalizador es típicamente una sal de ácido orgánico d? una amina, En la zona de contacto de gas/líquido, la cual ST extiende hacia abajo del punto de introducción de acrol?ína,. la acroleína es progresivamente transferida de la fase d? gas a la fase líquida y ST hace reaccionar directa y continuamente con metilm?rcaptano en la fase líquida para producir MMP. Hasta el punto que el metilmercaptano es inicialment? distribuido entre las fases, también es progresivamente transferido al líquido para la reacción con acroleína. El vapor de agua contenido en ?l gas de alimentación de acrol?ína también puede condensarse en la corriente de MMP en la zona de contacto de gas/líquido. Enfriando el gas d?l producto d? reacción de acrol?ína sin purificar corriente arriba del reactor 5 para condensar parcialmente vapor de agua, la relación molar del vapor de agua con. acroleína es mantenida suficientemente baja de modo que la segunda fase líquida (acuosa) no sustancial esté formada en la zona d? contacto d? gas/líquido; ninguna de la segunda fase líquida está presente en la zona de contacto de gas/líquido o el producto de reacción líquido debido a la separación de una fase acuosa del medio de reacción de MMP en cualquier parte del sistema de reacción. De preferencia, el contenido de agua del medio de MMP de circulación no es más de aproximadamente 6% por peso, y está típicamente entre aproximadamente 1% y aproximadamente 6% por peso. A temperatura preferidas durante la reacción, como se discute en lo siguiente, el agua en estas concentraciones permanece totalmente disuelta en la fase MMP. Como se observó en lo anterior, la relación molar de vapor de agua a acroleína en la corriente de gas de alimentación no es mayor de aproximadamente 0.3. Esta relación ha sido determinada para ser suficiente en el control del contenido de agua del medio de circulación de MMP a una concentración suficientemente baja para evitar la formación de una fase acuosa separada a la temperatura que prevalece en la salida de líquido de la zona de contacto de gas/líquido. La presencia de cantidades excesivas de ácido acrílico en el producto de MMP también es evitada por enfriamiento del gas de reacción de acroleína sin purificar con agua a temperatura ambiente. La condensación de ácido acrílico de la corriente de gas sin purificar en el enfriador proporciona una corriente de alimentación de acroleína gaseosa al reactor d? MMP en el cual la relación molar de ácido acrílico a acroleína en la corriente de alimentación no es más de aproximadamente 0.01, de preferencia no más de aproximadamente 0.001, y la concentración de vapor de ácido acrílico no es mayor de aproximadamente 0,1%, de preferencia no más de aproximadamente 0.01%. Las condiciones de flujo turbulentas son mantenidas en la zona de contacto de gas/líquido, de preferencia estabilizando una velocidad de flujo de dos fases en la región turbulenta, como se definió en lo anterior. La reacción progresa rápidamente para producir una mezcla del producto d? reacción de dos fases, que comprende una fase líquida que contiene el producto de MMP y el catalizador, y una fase de gas que contiene no condensables, El producto de reacción que sale del reactor es introducido en un separador 9, donde ' la fase de gas y fase líquida se dejan por separado. La fase d? gas, la cual contiene propano, propileno, propionaldehído, acetald?hído y vapor de agua, se desfogan del separador bon un dispositivo de control de emisiones, tal como un incinerador. En donde el desfogue de gas contiene cualquier cantidad sustancial de acrol?ína sin absorber y propilenó sin reaccionar, puede ser factible reciclar una porción del desfogue de gas a un reactor de oxidación de propileno. Sin embargo, la combinación de las velocidades de transferencia de masa elevadas en la zona de' contacto d? gas/líquido y la adición sustancialmßnte equimolar de acrol?ína y metilmercaptano en el sistema de reacción producen un desfogue de corriente de gas el cual contiene típicamente entre aproximadamente 90% y aproximadamente 97% por volumen de no condensables y solamente entre aproximadamente 0.01% y aproximadamente 0.03% por volumen de acroleína, Típicamente, el desfogue de gas también contiene entre aproximadamente 1% y aproximadamente 2% de propileno, una cantidad adecuada para abastecer combustible en un encendido a través del cual los no condensables y los vapores orgánicos residuales pueden ser purgados de una fácil fabricación de acroleína integrada/MMP. Alternativamente, una porción de la corriente d? gas de desfogue puede ser reciclada para proporcionar una fuente d? vapor d? agua y gas no condensable al reactor de oxidación de propileno. La producción d? líquido de MMP es removida d?l separador a través de un puerto 10 del producto, mientras que el volumen del MMP es recirculado del separador al reactor, El producto de MMP es sustancialmente libre de metil-mercaptano, acrol?ína y las impurezas contenidas en el gas d? alimentación de acroleína. Sin la necesidad durante otra purificación, ?l producto de MMP puede ser utilizado como un intermediario en la fabricación de HMBA. La reacción puede ser llevada a cabo a una temperatura entre aproximadamente 30 °C y aproximadamente 70°C, de preferencia entre aproximadamente 40°C y aproximadamente 50°C, y en una presión total d? entre aproximadamente 1 y aproximadamente 3 atmósferas, de preferencia entre aproximadamente 1.5 y aproximadamente 2 atmósferas. Se introducen metilmercaptano y acroleína en el medio de reacción en un mercaptano a una relación molar de acroleíná de entre aproximadamente 0.95 y aproximadamente 1.2, pero de mayor preferencia entre aproximadamente 1.00 y aproximadamente 1.02. Como se observa, la alimentación de acrol?ína contiene entre aproximadamente 5% y aproximadamente 25% por volumen, más típicamente entre aproximadamente 7% y aproximadamente 15% por volumen, de acrol?ína. De mayor preferencia la corriente de alimentación de vapor de acrol?ína contiene entre aproximadamente 10% y aproximadamente 15% por volumen de acroleína. A temperaturas de reacción bajas d? aproximadamente 50°C, el equilibrio de acrol?ína favorable entre las fases de líquido y gas proporciona una fuerza dirigida particularmente efectiva para la transferencia de masa a la fase líquida, pero a temperaturas significativamente bajas de 40°C un fluido líquido refrigerante puede ser necesario, y la cinética de la reacción puede estar para la productividad límite. Además, las temperaturas de reacción del líquido refrigerante el equilibrio de distribución de ac?taldehído entre las fases de gas y líquido también llegan a ser desfavorables, resultando en un aumento de concentración de acetald?hído en el producto que sale del separador. Una temperatura especialmente preferida para la reacción está entre aproximadamente 40°C y aproximadamente 45°C. En este rango, la temperatura de reacción puede ser fácilmente controlada por medio de la transferencia de calor a partir de la mezcla de reacción para enfriar la torre de agua hasta 35°C que fluye a través de una camisa que circunda la zona de contacto de gas/líquido. Como la acrol?ína disußlta que consume la reacción, la acrol?ína adicional es transferida progresivament? del gas a la fase líquida en respuesta al desequilibrio provocado por el consumo d? acrol?ína, Consecuentemente, en la mayoría d? las modalidades de la presente invención, la refrigeración no se necesita o se desea para ya sea controlar la temperatura de reacción o transferencia promovida de acrol?ína del gas a la fase líquida.' Aunque la presión elevada también favorece a la transferencia de masa, la transferencia de masa rápida se logra a o cerca de la presión atmosférica en una zona de contacto de gas/líquido turbulento, de modo que el uso de vasos del reactor de presión elevada no es necesario. Además, manteniendo el reactor a niveles de presión moderada, la presión prevalece en el reactor de oxidación de propileno, puede ser suficiente para la introducción del gas del producto de acroleína en el reactor d? MMP sin la necesidad de compresión mecánica del gas. Mientras es factible operar con una corriente d? alimentación de gas que tiene un contenido de acroleína que está en una relación entre aproximadamente 5% y aproximadamente 25% por volumen, la velocidad de transferencia de masa es aumentada si el gas de alimentación contiene por lo menos aproximadamente 10% por volumen de acroleína. Por otra parte, demasiada altura de un contenido de acroleína puede sobrecargar la capacidad absorbente de la zona de contacto de gas/líquido y puede tener un efecto adverso en ambas de la recuperación de acroleína de la fase de gas y. el rendimiento d? MMP en base a la acrol?ína. Además de balancear la necesidad inmediata del presente proceso con factores que llevan en la operación de un reactor de acrol?ína típico, una concentración de gas de alimentación de entre aproximadamente 10% y aproximadamente 15% por volumen de acrol?ína puede ser considerada óptima. • Estableciendo un exceso muy ligero de mercaptano en la mezcla reactiva, la conversión se acroleína se maximiza y la necesidad de disposición de acroleína sin reaccionar es esencialmente obvia. Donde la relación molar de los reactivos está controlada en el rango de entre aproximadamente 1.00 y aproximadamente 1.02 moles de metilmercaptano por mol de acrol?ína, la reacción dirigida entre el mercaptano y la acroleína se efectúa en presencia de la formación del intermediario semi (metiltio)acetal de MMP. Como una consecuencia, una relación elevada de la reacción se realiza, con productividad elevada y capital relativamente bajo y gastos de operación del reactor. La relación del reactivo puede ser controlado por diversos medios conocidos en la técnica. De preferencia, la corriente de MMP de circulación es periódicamente analizada por cromatografía de gas hacia abajo de la zona de contacto de gas/líquido y cualquiera de los ajustes necesarios se hacen en velocidades de alimentación de metilmercaptano y acroleína relativos para hacer ciertos que los excesos propios de metilmercaptano se mantienen y la formación del semiacetal ST evita. Un analizador en línea puede ser utilizado para este propósito. Excepto durante el comienzo, le proceso es operado en un modo de estado firme d? recirculación continua. Por consiguiente, la relación adicional de metilmercaptano con acrol?ína puede ser ajustada esencialmente a 1.0 en cuanto las condiciones de estado firme se logren. Los catalizadores convencionales y las concentraciones del catalizador pueden ser utilizados para la reacción. Tales catalizadores incluyen una variedad amplia de aminas orgánicas tales como, por ejemplo, piridina, hexametilentetramina o trietilamina. Los ácidos orgánicos son típicamente incluidos para inhibir la polimerización de acrol?ína. En donde, por ejemplo, se utiliza un catalizador de acetato de piridinio, la concentración se mantiene de entre aproximadamente 0.2 y aproximadamente 1.0%, de preferencia entre aproximadamente 0.35 y aproximadamente 0.5% por adiciones periódicas o continuas del catalizador en la fase líquida . La relación de circulación de MMP está por lo menos en el orden de mayor magnitud que la relación de producción de MMP, de preferencia entre aproximadamente 20 y aproximadamente 50 veces mayor, de modo que un reactor de co-corrient? de flujo d?l tipo ilustrado en la Figura 1 es esencialmente remezclado en la fase líquida. Cualquiera de una variedad de reactores d? dos fases puede ser utilizada ?n la reacción, por ejemplo, un reactor d? tubería de co-corriente de flujo, un reactor del tanque de agitación, o un reactor a contracorriente de flujo tal como una columna de pozo húmedo, una columna de burbuja, una columna empaquetada o una columna de bandeja. Para promover la transferencia de masa rápida, la fase de gas está de preferencia en un tapón d? flujo. En un tapón de flujo un gradiente de concentración de acroleína en la fase de gas se establece y mantiene a lo largo de la trayectoria del reactivo de flujo en la zona de contacto de gas/líquido, por lo que proporciona una fuerza dirigida de promedio integrado para la transferencia de masa sustancialment? mayor que aquel el cual prevalece cuando la fase de gas se remezcla. Un reactor de extracción de gas es particularmente preferido porque puede ser operado en un tapón de flujo de fase d? gas, y porque el volumen sustancial de no condensables en la corriente de alimentación de gas de acroleína, puede ser utilizado con ventaja durante la circulación de la fase líquida de MMP y para producir excelente mezclado líquido en el reactor. De esta forma, es eliminada la necesidad para las partes de movimiento mecánico, tales como bombas o agitadores. Alternativamente, una columna a contracorriente puede ser utilizada con ventaja particular, especialmente donde existe una necesidad para minimizar la caída d? presión a través de la zona de contacto de gas/líquido, Ilustrado en la Figura 2 está un aparato del reactor de extracción de gas tipo tubería de la invención y su uso en un proceso integrado en el cual la acrol?ína de fase de gas sin purificar es enfriada e introducida directamente en el reactor de MMP. En el proceso integrado como se ilustró, se mezcla propileno (u otro hidrocarburo adecuado) con aire e introducido junto con vapor diluido y/o gases no condensables en un reactor 101 que contiene un catalizador adecuado para la oxidación del hidrocarburo con acrol?ína. Una corriente de alimentación del reactor se prepara mezclando aire y propileno con diluyentes como se observó, y esta mezcla se precalienta en un intercambiador 111 de calor indirecto por la transferencia de calor del gas del producto de acroleína sin purificar. En un absorbedor de la torre de empacado a contracorriente de flujo, el gas del producto parcialmente enfriado se pone en contacto con un medio de absorción líquido para remover del ácido acrílico de la corriente de gas, El gas que sale d?l absorbedor es pasado a través de otro intercambiador 103 de calor indirecto para enfriamiento adicional del gas del producto y condensación de ácido acrílico y vapor de agua del mismo. Óptimamente, y de preferencia se eliminan el ácido acrílico y el exceso de vapor de agua por condensación solamente, obviamente la necesidad para el ácido acrílico absorbente y el goteo de presión requerida para el flujo d? gas a través del absorbedor. El gas del producto de acroleína enfriada entonces se introduce en el reactor 105 de extracción de gas. El reactor 105 comprende un conducto 117 de flujo elevado ("extremidad superior") proporcionado con una camisa 107 a través del cual un fluido de enfriamiento puede ser circulado. El reactor además comprende un conducto 119 de flujo descendente ("extremidad inferior") el cual está en comunicación de flujo de fluido con la extremidad superior a través de una tubería inferior 121. La extremidad superior 117 comprende la zona de contacto de gas/líquido. Entre y en la comunicación de flujo de fluido con extremos superiores de las dos extremidades es un separador 109. La extremidad inferior 119, la tubería inferior 121 y el separador 109 juntos constituyen una zona de circulación en el cual la reacción entre la acrol?ína y metilmercaptano pueden continuar después de que el medio de reacción sale de la zona de contacto d? gas/líquido. De esta forma, la zona de reacción comprende ambas de la zona de contacto de gas/líquido y la zona de circulación. La velocidad d? circulación y la ubicación de la camisa 107 son tales que la temperatura del medio de reacción líquido de MP no varía más de aproximadamente ±5°C a través de la zona de reacción, de preferencia no más de ±2°C en la extremidad superior del reactor . En una unidad comercial, la capacidad deseada puede ser proporcionada por ?l uso d? tuberías de reactor múltiples, en combinación con un separador individual. La extremidad superior 117 incluye una entrada d? gas 123 al extremo inferior del mismo para la introducción de gas de alimentación de acroleína fría, y una extremidad inferior 119 tiene una entrada de fluido 125 para la introducción de metilmercaptano de vapor o líquido. Alternativamente, el metilmercaptano puede ser introducido a o cerca. del punto de introducción del gas d? alimentación de acrol?ína. El catalizador puede ser inyectado continuamente o en forma intermitente en cualquier punto conveniente. De preferencia, los puntos de alimentación de acrol?ína y metilmercaptano están sufici?ntement? próximos de modo que, en cualquier porción de la zona de reacción entre ellos puntos de alimentación en el cual el medio MMP contiene un exceso de metilmercaptano, el tiempo de residencia del medio de MMP de circulación no es suficiente para la formación sustancial del semimercaptal en la relación de metilmercaptano con acroleína y la concentración de metilmercaptano absoluta prevalece en ella. En un reactor de extracción de gas, la concentración de metilmercaptano y cualquier exceso durante la concentración de acrol?ína está insignificantemente pequeña debido al efecto de dilución del flujo de MMP d? recirculación grande en la tubería. La extremidad superior comprende la zona d? contacto de gas/líquido y está dimensionada de modo que el flujo de dos fases está en ?l régimen de flujo de burbuja, en ?l que el gas se dispersa en la forma de burbujas discretas dentro de una fase líquida continua, o en el margen entre el flujo de burbuja y el flujo lento. La circulación líquida es inducida por la cabeza diferencial del líquido que resulta de la densidad inferior del fluido de dos fases contenida en la extremidad superior comparada con el líquido en la extremidad inferior, Para establecer las condiciones de flujo preferidas, la velocidad de gas superficial en la extremidad superior se ajusta entre aproximadamente 0.1 y aproximadamente 0.5 m/segundo. En tal combinación de la velocidad de gas y la altura del reactor, el retraso de gas en la extremidad superior está entre 5% y aproximadamente 20% y la velocidad líquida superficial en la extremidad superior está entre aproximadamente 0.3 y aproximadamente 3.0 m/segundo. Para proporcionar durante la velocidad deseada de circulación, la altura de la tubería d? extracción de gas es de preferencia entre aproximadamente 6.09 m (20 pies) y aproximadamente 9.14 m (30 pies), requiriendo la presión de gas en la entrada de alimentación de acroleína gaseosa con el reactor para estar entre aproximadamente 0.70 kg/cm2 y 1.05 kg/cm2 (10 y 15 psig), es decir entre aproximadamente 67 y aproximadamente medir 100 kPa . Opcionalmente, una bomba puede ser proporcionada en la tubería inferior 121 para ayudar en la circulación y reducir la altura necesaria de la extremidad superior 117. Especialmente la transferencia de masa satisfactoria del gas a la fase líquida se logra controlando las velocidades superficiales de la fase de gas y líquido en la extremidad superior de modo que el flujo de dos fases está en el régimen d? flujo de burbuja. En el flujo de burbuja, la dispersión del gas como burbujas pequeñas en una fase líquida continua proporciona un área máxima para la transferencia de masa, El balance justo de las velocidades de líquido y gas mantienen una condición de flujo de burbuja estable y evita la coalescencia de burbujas y aceleración. Los rangos de velocidades efectivos para este propósito pueden ser predichos con base en la exactitud razonable sobre los principios ilustrados, por ejemplo, por Govier y Aziz, "The Flow of Complex Mixtures in Pipes", Van Nostrand Reinhold Company, New York, 1972; Véase especialmente las pp . 324 a 325 las cuales ilustran los patrones de flujo como una función de las velocidades de fluido para el sistema de aire/agua. Ya que los patrones de flujo dependen en las propiedades de fluido y diámetros de tubería, algunas rutinas de experimentación pueden STG requeridas para la corroboración de las velocidades óptimas para un sistema particular, Podría ser entendido qu? • el proceso de la invención también pued? ser operado en un régimen de flujo acelerado, pero la transferencia de mas es maximizada operando bajo condiciones de flujo de burbuja turbulentas. Iniciando el reactor de la Figura 2, la tubería de circulación es sustancialment? se llena con MMP, después del cual la introducción del gas de alimentación de acrol?ína y metilmercaptano pueden ser comenzados inmediatamente. Aún en la temperatura ambiente, la reacción procede a una relación suficientemente rápida de modo que el calor exotérmico de la reacción lleva rápidamente la mezcla del reactivo a 40°C+ de temperatura preferida en la cual las operaciones del estado firme son conducidas. Utilizando un reactor de extracción de gas, el proceso de la invención puede ser operado para proporcionar una recuperación de acrol?ína de por lo menos aproximadamente 98%, una conversión de por lo menos aproximadamente 97% y un rendimiento de acroleína de por lo menos 95%. La recuperación se define como la proporción de acroleíná que entra en el gas de alimentación que es transferida a la fase líquida; la conversión se define como la proporción de la acroleína que entra la cual es consumida en la reacción; y el rendimiento se define como la proporción de la acroleína en ?l gas de alimentación, ?l cual se convierte a producto líquido de MMP.
. Cuando el proceso de la invención se opera en tándem con una facilidad en la cual la acroleína se produce por oxidación catalítica de propileno, sin aumentar en formación de subproducto o la degradación del producto MMP es incurrido como un resultado de la presencia de impurezas tales como propileno, propano, acetaldehído, propionaldehído, oxígeno, monóxido de carbono, dióxido de carbono, en el gas de alimentación de acroleína. De esta forma, ?l proceso puede ser integrado económicamente con una facilidad de fabricación de acrol?ína para ayudar a la necesidad durante la condensación de acroleína, purificación d? acrol?ína o almacenamiento de acrol?ína ?n forma líquida. El proceso está > particularmente adaptado para uso en combinación con un proceso de fabricación d? acroleína en - el cual el gas del producto de acroleína sin purificar comprende una mezcla de vapor de acrol?ína y gases inertes que contienen concentraciones bajas de vapor de agua e impurezas orgánicas. Es utilizado donde un reactor de extracción de gas de tipo de tubería en la extremidad superior puede tender a aumentar la presión en el reactor de acroleína a un nivel elevado óptimo. La presión regresada está desviada parcialmente por la eliminación del absorbedor d? acroleína utilizada en la preparación de acrol?ína líquida refinada. La caída de presión a través del absorbedor impone presión regresada en el propileno u otro reactor de oxidación de hidrocarburo en un proceso de acroleína convencional. Además, cualquier efecto adverso de la caída de presión en un reactor d? extracción de gas puede ser evitado por cualquiera de un número o estratagemas. Por ejemplo, una presión negativa modesta puede ser impuesta sobre el separador 109 colocando un compresor en la línea de desfogue de gas del separador, Como se observó en lo anterior, el requisito de altura de la zona de contacto de gas/líquido puede ser reducida por la circulación mecánica del medio de reacción de MMP. Ilustrada en la Figura 3 está un sistema de reacción de extracción de gas alternativa, la cual se adapta durante la operación de caída de presión de gas especialmente baja, En lugar de la introducción del gas de acroleína cercana a la parte inferior d? la extremidad superior, como en la figura 2, la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa es introducida a través de una entrada 221 en la extremidad inferior 219. La circulación en la tubería del reactor de extracción de gas es iniciada sobre el comienzo por la introducción d? un gas de inicio a través de una entrada 224 en la extremidad superior 217. La elevación del inicio de entrada es por lo menos ligeramente inferior que aquel de la entrada 221, pero ambos pueden ser ubicados como la altura necesaria en la tubería de gas de modo que la parte superior del líquido en la tubería no crea excesiva retroprßsión en el punto de introducción d? gas. Ya sea el gas de alimentación de acrol?ína o un gas inerte puede ser utilizado durante el inicio, Una vez que la circulación del medio de reacción de MMP ha sido establecido, la introducción del gas de alimentación de acroleína puede ser comenzada a través de la entrada 221, y la introducción de gas de inicio terminado tan pronto como se prolonga el flujo de dos fas?s d? la entrada 221 a la entrada 224 o anterior. Puede ser introducido el metilmercaptano introducido en cualquier punto conveniente, por ejemplo, a o cerca del punto d? alimentación de acrol?ína o a través d? la línea d? gas de inicio. El catalizador puede ser inyectado en cualquier parte de la tubería. La zona de contacto de gas/liquido comprende la porción de la extremidad inferior 219 bajo la entrada 221 más el entero de la extremidad 217. El balance de la tubería d? circulación comprende la zona de circulación y la zona de contacto de gas/líquido y la zona de circulación juntos para hacer la zona de reacción. Debido al componente de la zona de dos fases en la extremidad 217 es mayor que aquel de la extremidad 219, el flujo descendente de la mezcla del reactivo de dos fases es mantenido en la extremidad 219. El reactor entonces continúa operando con una parte superior diferencial del líquido determinado por la parte superior del líquido arriba de la entrada 221. La caída de presión se minimiza donde aquel líquido de la parte superior es modesta, Si las limitaciones de caída de presión en la parte superior líquida diferencial provoca la velocidad de líquido superficial para ser menos óptima para la transferencia de masa efectiva, esto puede ser compensado por el aumento de la dimensión vertical por debajo del punto de entrada de gas para aumentar el tiempo de residencia durante la transferencia d? masa. En otra alternativa, puede ser utilizado un reactor de extracción de gas del tipo de tubo de corriente, en el cual el gas de alimentación de acroleína es introducido en ?l tubo d? corriente. Tal sistema esta ilustrada en la Figura4. El reactor 305 comprende un tubo de corriente 319 centrado radialmente en un recipiente de reacción cilindrico 309 y que comprende la extremidad de un sistema del reactor de extracción de gas. La región anular entre el tubo de corriente 319 y la pared lateral del recipiente del reactor comprende una extremidad superior 317, y juntos el tubo de corriente y la región anular comprende una tubería para la circulación de MMP. La corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa es introducida a través de una entrada 321 de tubo inclinado en tubo de corriente 319. Así como también será aparente para aquellos expertos en la técnica y observados en conexión con la Figura 3, pueden ser introducidos metilmercaptano y el catalizador ?n cualquier punto conveniente en la tubería. La circulación en la tubería del reactor de extracción de gas sobre el inicio por medio d? la introducción d? un gas de inicio a través de la entrada 324 en la extremidad superior 317 anular. Aunque se muestra como un tubo de inclinación con una salida individual, la entrada 324 es de preferencia un rociador tipo anillo circundante al tubo de corriente, con espacios de salidas alrededor de su periferia total. Como en el reactor de la Figura 3, la elevación del inicio de entrada es por lo menos ligeramente menor que aquel de la entrada 321, y ambos pueden ser ubicados- en cualquiera de las elevaciones, son necesarios para minimizar la presión de regreso. La circulación es comenzada en la misma forma como se describió en lo anterior con respecto a la Figura 3, después del cual la introducción de gas de alimentación de acroleína puede ser comenzada a través de la entrada 321, y la introducción de gas de inicio ST termina tan pronto como se prolonga el flujo de dos fases de la entrada 321 a la entrada 324. La zona de dos fases se alarga en la extremidad 317 anular, mantiene hacia abajo el flujo de la mezcla del reactivo de dos fases en el tubo de corriente, El reactor entonces se continúa para operar con un diferencial de la parte superior del líquido determinado por la parte' superior del líquido ?n la entrada 321 anterior. Sin afectar significativamente la caída de presión de gas, la dimensión vertical del tubo de corriente por debajo de la salida del tubo inclinado puede ser tan largo como sea necesario para proporcionar tiempo de residencia adecuado durante la transferencia de masa. El calor de la reacción puede ser eliminado del reactor de la Figura 3, a través de una camisa circundante del reactor 305 o una bobina u otra superficie de transferencia de calor dispuesta dentro del reactor. Excepto por la velocidad del líquido superficial y tiempo de residencia en aquellos ejemplos donde la diferencial de la parte superior del líquido es minimizada para evitar la presión de regreso excesiva sobre el reactor de acrol?ína, las condiciones de operación preferidas para el reactor de la Figura 3 son sustancialmente iguales como aquellos en la Figura 2. Otra modalidad preferida de la invención ST ilustra en la Figura 5. En esta modalidad, la reacción es conducida en una columna de bandeja 405 a través del cual el medio de reacción de MMP líquido es circulada. El MMP líquido se introduce a través de una entrada 406 de líquido en la parte superior de la columna y es introducido el gas de alimentación de acroleína a través de una entrada de gas 421 a la parte inferior, También se introduce metilmercaptano a o cerca de la parte inferior de la columna, de preferencia a través de la misma entrada 421. El interior de la columna comprende una zona de contacto de gas/líquido a través de la cual las fases de flujo d? gas y líquido en forma de contracorriente cada uno entre sí, la transferencia de masa del gas a la fase líquida que ocurre principalmente en las bandejas de la columna. La reacción toma lugar en la fase líquida sobre las bandejas, el ducto descendente entre las bandejas, y en la zona de circulación que comprende el desagüe de la parte inferior de la columna y la trayectoria de recirculación a la entrada 406 de líquido. Como el flujo de gas sube la columna, la acroleína es transferida progresivamente a la fase líquida, de modo que ?l gas que sale de la parte superior d? la columna está sustancialmente libre de acrol?ína y es desfogado a través de un incinerador, encendido o emisiones similares del dispositivo de control. A diferencia de los reactores de extracción de gas esencialmente isotérmicos de las Figuras 2-4, el reactor d? columna de bandeja por sí misma opera adiabáticamente en forma sustancial. La mezcla del producto de reacción de líquido sal? de la parte inferior de la columna y es dividida en una fracción de producto la cual se elimina del proceso y una fracción de recirculación el cual se enfría y regresa a la columna. Una bomba 430 proporciona el motivo de fuerza para la recirculación. El calor de la reacción se elimina por la transferencia de agua de la torre de enfriamiento en un intercambiador de calor 407 indirecto. Para asegurar la absorción completa de la acrol?ína en la fase líquida, el MMP de recirculación que sale del intercambiador de calor 407 se hace pasar de preferencia a través de un segundo intercambiador 408 de calor indirecto donde la corriente de recirculación es enfriada a aproximadamente 10°C o menor, de preferencia aproximadamente 0o a aproximadamente 10°C. por la transferencia de calor a la salmuera refrigerante. Opcionalment?, una porción de la fracción de MMP que sale del enfriador 407 puede ser reciclada al puerto 422 en una bandeja en la porción inferior de la columna, por ejemplo, la sexta u .octava bandeja actual en una columna de bandeja 20. Aunque el reciclado parcial para la porción inferior de la columna altera el perfil de la temperatura de la columna, la reacción ocurre a través de la columna en ambos de la modalidad y en la modalidad en la que todos los medios de reacción de MMP d? circulación están reciclados en la parte superior.de la columna. Debido a la operación sustancialmente adiabática, un gradiente de temperatura prevalece dentro de la columna. La corriente líquida dentro de la columna es de preferencia calentada a partir d? una temperatura de aproximadamente 0°C a aproximadamente 10°C en la parte superior de la columna a una temperatura de aproximadamente 50 °C a aproximadamente 60°C en la parte inferior, Debido a que la salida del gas en la columna se pone en contacto por MMP a temperatura baja, un equilibrio favorable prevalece y la recuperación de acrol?ína >99% puede ser realizada. Para promover la reacción en la zona de contacto de gas/líquido, la temperatura del medio líquido a la salida del líquido de la columna d? preferencia se deja elevar al menos aproximadamente 40 °C. La temperatura elevada del medio líquido a través de la zona de contacto de gas/líquido es de preferencia entre aproximadamente 20°C y aproximadamente 80°C. Debido a que sustancialmente la caída de presión de gas solamente ocurre en el tránsito de gas a través del contenido líquido por las bandejas, el reactor de columna de bandeja puede ser diseñada para proporcionar una presión d? regreso muy modesta sobre el reactor de acroleína. En el sistema de la Figura 5, el empaquetado en lugar de las bandejas puede proporcionar los medios para la promover la transferencia de masa entre las fases de gas y líquido. Sin embargo, una torre de bandeja es preferida debido a la zona de contacto de la torre de bandeja aproxima las condiciones del tapón de flujo. Una torre empacada puede ser más sometida a canalización o turbulencia el cual sacrifica el beneficio del tapón de flujo con respecto a la fuerza dirigida por la absorción y reacción, y además puede fallar para proporcionar suficiente retraso de líquido permitiendo a la reacción para procesar sustancialment? la terminación en la fase líquida dentro de la zona d? contacto de gas/líquido. La reacción incompleta en la fase líquida también reduce la fuerza dirigida durante la transferencia de masa, por lo que reduciendo la velocidad total de la reacción en la zona de contacto de gas/líquido y aumentar el tiempo de residencia en la zona d? reacción (que comprende zonas de circulación y contacto de gas/líquido) que es necesario para alcanzar la conversión deseada de acrol?ína. De preferencia, el retraso del líquido es suficiente para proporcionar una conversión de acroleína y metilmercaptano en la zona de contacto de gas/líquido de por lo menos aproximadamente 95%, de más preferencia por lo menos 99%, de mayor preferencia por lo menos aproximadamente 99.5%. En ciertos casos, por ejemplo, en donde un reactor de tapón de flujo es utilizado para completar la reacción como se discute en lo siguiente, la conversión lograda en la zona de contacto de gas/liquido inicial puede ser algo inferior. Las conversiones de acrol?ína tan ba]as como 90% o aún 85% pueden ser en realidad tolerados, pero la operación bajo tales condiciones no es tan eficiente como el proceso preferido ya que la conversión de acrol?ína baja requiere temperaturas muy bajas para ser mantenida en la zona de contacto de gas/líquido para evitar la pérdida excesiva de acroleína. Para proporcionar las conversiones preferidas, el retraso es de preferencia suficiente para proporcionar un tiempo de residencia efectivo en la zona de contacto de gas/líquido de aproximadam?nt? 2 a aproximadamente 5 horas, de mayor preferencia, de aproximadamente 3 a aproximadamente 4 horas, en base a la producción líquida de MMP En una columna de bandeja de diseño convencional, una conversión de por lo menos 99.5% puede ser realizada con un retraso de líquido proporcionando un tiempo de residencia efectivo de no mayor de aproximadamente 4 horas. Estos corresponden a concentraciones de acroleína y metilmercaptano no mayores de aproximadamente 0.5% por peso en la fracción el producto de MMP. Debido a la reacción, se limita la transferencia de masa, ningún volumen de reacción adicional significante necesita ser proporcionado en la zona de circulación, por ejemplo, en el desagüe de la columna o un tranque d? bomba de MMP de circulación. De esta forma, la relación del volumen de retraso de líquido en la zona d? contacto de gas/líquido al volumen de trabajo d? la zona de circulación es ventajosamente a por lo menos aproximadamente 2, de preferencia a por lo menos aproximadamente 5, de mayor preferencia a por lo menos aproximadamente 15 o aún mayor. Como una- materia práctica, el tiempo d? residencia en la zona de circulación TS insignificantemente pequeña, como se compara con la zona de contacto de gas/líquido en la columna. Durante la transferencia de masa efectiva y eliminación de calor de la reacción, la velocidad de circulación a través de la columna e intercambiador o intercambiadores de calor TS generalmente al menos varias veces la velocidad neta de la producción de MMP, De esta forma, ST entenderá que ?l tiempo de residencia por paso, en base en la relación del volumen de retraso del líquido a la velocidad de circulación, necesita solamente estar en el rango de aproximadamente 0.5 a aproximadamente 1 hora, aún aunque el tiempo de residencia efectivo en la columna en base en la relación de volumen de retraso d? líquido a la velocidad de producción neta está de preferencia en los rangos observados en lo anterior. Una ventaja adicional de operación ?n la columna de bandeja a contracorriente es la alcanzada de una velocidad elevada de transferencia de masa de caída de presión de gas baja. ST ha encontrado que las velocidades de transferencia de masa satisfactoria pueden ser logradas con una caída d? presión no mayor de aproximadamente 0 , 14 kg/cm2 a aproximadamente 0.35 kg/cm2 (de aproximadamente 2 a aproximadamente 5 psi). En una alternativa adicional, el sistema de la Figura 5 puede ser operado como una columna de burbuja. Sin embargo, la caída de presión en una columna de burbuja es sustancialmente mayor que ya sea una columna de bandeja o empacada, En estos casos donde la caída de presión relativamente elevada es aceptable, un reactor de extracción de gas es preferido debido a la turbulencia creada en la extremidad superior del reactor. Particularmente las modalidades preferidas del proceso integrado d? la invención se ilustran en las Figuras 7 y 8. En cada uno de estos proceso preferidos, el gas de reacción de acroleína sin purificar se trata sustancialmente eliminando el ácido acrílico del gas, mientras que asegura la recuperación sustancial de esencialmente toda la acrol?ína. La Figura 7 ilustra el proceso de tratamiento como se aplica en conjunción con un sistema d? reacción de MMP del tipo de extracción de gas, mientras que la Figura 8 ilustra el proceso d? tratamiento en conjunción con un reactor de MMP d? columna de bandeja a contracorriente de presión baja. En el proceso d? la Figura 7, una mezcla d? propileno u otro hidrocarburo adecuado, vapor, oxígeno y no condensables se hace pasar sobre un catalizador adecuado en un reactor de acrol?ína 601 para producir un gas de reacción de acroleína sin purificar que tiene la composición descrita en lo anterior. La mezcla de alimentación se precalienta por medio de transferencia de calor del gas de reacción sin purificar en un precal?ntamiento de alimentación que comprende un intercambiador de calor 611 recuperativo indirecto. El producto sin purificar se trata por enfriamiento adicional en un intercambiador d? calor 603 indirecto, provocando condensación de ácido acrílico y agua del producto de gas sin purificar. La fase de gas que sale del enfriador podría ser introducido directamente en un reactor 605 de MMP continuo. Sin embargo, la forma condensada en el condensador 603 típicamente contiene una cantidad de acroleína suficiente para justificar la recuperación. Por consiguiente, en el proceso de la Figura 7, el condensado deja que el condensador se destile para recuperar la acrol?ína residual del mismo, produciendo una fase de vapor que puede ser combinada con la fase de gas del condensador para constituir la alimentación con el reactor, y una fase líquida que contiene ácido acrílico que es eliminada del proceso. Más particularmente, como se muestra en. los dibujos, una corriente de gas/líquido de dos fases sale del condensador 603 y fluye con un destellador 627 donde es enfriado además, por ejemplo, por transferencia de calor a un fluido de enfriamiento en una bobina dentro del destellador, El destellador además sirve como un separador d? líquido d? vapor, con un desagüe fuera d?l condensado en la parte inferior del mismo, y la fase de gas que fluye fuera de la parte superior. El condensado se dirige a una columna 629 d? fraccionación, se proporciona con una caldera que comprende un intercambiador 631 de calor indirecto y un condensador que comprende un intercambiador 633 de calor indirecto. La columna típicamente consiste en menos de 2 , de preferencia 4 a 6, etapas teóricas. El vapor que sale de la etapa superior de la columna es parcialmente condensado en el intercambiador 633 de calor. El condensado ST lleva a reflujo con la columna y la fase de vapor, ST mezcla con la fase de gas de acrol?ína fría que sale d?l destellador 627. De preferencia, la fracción del condensado de vapor en el intercambiador 633 de calor TS tal que la columna opera en una relación de reflujo molar de por lo menos 0,5, de preferencia entre aproximadamente 1 y aproximadamente 2. Las corrientes inferiores de la columna 629 contiene aproximadamente 3% a aproximadamente 5% de ácido acrílico en agua, y tiene un contenido de acrol?ína de menos de 1% por peso, de preferencia no mayor de aproximadamente 0.1% por peso. La parte superior de la columna predominantemente comprende acroleína, típicamente en una proporción mayor d? 75 % en moles, más típicamente mayor de aproximadamente 90 % en moles , Como se ilustra en los dibujos, la parte superior de la columna 629 se mezcla con la fase de gas que sal del destellador 627 para proporcionar ?l gas de alimentación de acroleína para el reactor 605. El gas de alimentación de acrol?ína tiene la composición generalmente descrita en lo anterior, pero el ácido acrílico contenido está consistentemente por debajo de 200 ppm, más típicamente por debajo de aproximadamente 100 ppm. El reactor 605 opera en la misma forma como ?l reactor 105 de la Figura 2, y la camisa 607, la extremidad superior 617, la extremidad inferior 619, la tubería inferior 621, el punto de alimentación de acrol?ína 623 y el suministro de metilmercaptano 625 todos tienen la misma función y esencialmente la misma construcción como los componentes correspondientes del reactor de la Figura 2.
El proceso de la Figura 8 utiliza un reactor de acrol?ína 701, una reacción de gas/alimentación del intercambiador de calor d? gas 711, un enfriador y condensador parcial 703 para la eliminación de agua y ácido acrílico del gas de reacción sin purificar, un destellador 727 y una columna de fraccionación de ácido acrílico 729 el cual proporciona las mismas funciones como el reactor 601, el intercambiador de calor 611, el condensador parcial 603, el destellador 627 y la columna de ácido acrílico 629, respectivamente, de la Figura 7. La operación de la reacción de acroleína y el sistema de tratamiento de gas de la reacción de acrol?ína d? la Figura 8 también es comparable con aquel de la Figura 7, excepto que la presión de operación preferida en el destellador 727 y la columna de fraccionación 729 d? la Figura 8 es significativamente menor que la presión de operación preferida en ?l destellador 627 y la columna 629 de la Figura 7. Por ejemplo, la presión de operación preferida en la tubería de eliminación de ácido acrílico de la Figura 7, está entre aproximadamente 1.40 kg/cm2 y aproximadamente 2.10 kg/cm2 (de aproximadamente 20 y aproximadamente 30 psig), mientras la presión de operación preferida para la tubería correspondiente de la Figura 8 es solo de aproximadamente 1.05 kg/cm2 a aproximadamente 1.40 kg/cm2 (de aproximadamente 15 a aproximadamente 20 psig) . La caída de presión inferior a través de la columna de bandeja 705 que a través del reactor 607 de extracción de gas permite la operación de presión inferior de la tubería de eliminación d? ácido acrílico de la Figura 8. La operación de presión inferior permite aún más eliminación eficiente de ácido acrílico; de modo que el gas de alimentación de acrol?ína tratada entra al reactor 705, típicamente contiene <100 ppm, más típicamente <60 ppm de ácido acrílico. Nuevamente, la parte superior de la columna 729 contiene por lo menos aproximadamente 75 % en moles, más comúnmente por lo menos aproximadamente 90 % en moles de acroleína. El reactor 705 de la columna de bandeja opera en la misma forma como el reactor de la Figura 5. y la entrada 723 de metilmercaptano y acrol?ína, la bomba 730 de circulación, los int?rcambiadores de calor 707 y 708 y los regresos del medio líquido de MMP 706 y 722 tienen las mismas funciones y esencialmente la misma construcción, como los componentes correspondientes del sistema de reacción de la Figura 5. La Figura 6 ilustra una modalidad alternativa adicional de la invención, en el cual una mezcla de regreso parcial o totalmente del sistema 501 de reacción continuo es diseñado u operado para proporcionar una pérdida de tiempo de residencia que aquel requerido durante la última conversión deseada, y el medio de reacción que sale del reactor 501 se hace pasar a través de un reactor 511 de tapón de flujo para la terminación de la reacción. El reactor 501 como se ilustra en la Figura 6 comprende un reactor de columna de bandeja. Sin embargo, el uso de un reactor de terminación de tapón de flujo es aplicable igualmente para ya sea el sistema de reacción de flujo de gas/líquido a contracorriente de circulación de las Figuras 5 u 8, o el reactor de extracción de gas de las Figuras 2 ó 7. En el proceso de la Figura 6, la acroleína y el metilmercaptano son alimentados a través de una entrada de gas 521 en la parte inferior de un reactor de columna de bandeja 505 del sistema de reacción 501, y el medio de reacción de MMP líquido se hace circular por lo que ?l sistema, entra en la parte superior de la columna a través de la entrada de liquido 506. La reacción de calor es removida de la corriente de MMP d? calor mediante la transferencia de agua de la torre de enfriamiento en los intercambiadores de calor indirecto 507 y 508. Una fracción del producto de reacción líquida que contiene acrol?ína residual y metilmercaptano se elimina de la corriente de recirculación del sistema 501 a través del puerto 509 y por lo tanto se hace pasar a través de un reactor de tapón de flujo 511. El uso del reactor de tapón de flujo operado en una temperatura en el rango de entre aproximadamente 30 °C y aproximadamente 70 °C con un tiempo de residencia en el rango de entre aproximadamente 0.1 y aproximadamente 0.5 horas permite el tiempo de residencia en el sistema de reacción de flujo de gas/líquido a contracorriente de circulación para ser significativament? más bajo que en el sistema de reacción de la Figura 5. Por ejemplo, donde el tiempo de residencia en el sistema de reacción de la mezcla de regreso en base en el flujo d? salida neto del producto es solamente 0.2 a 1 hora (en un retraso del líquido en un reactor de columna de bandeja de 0.2 a 0.75 horas, por ejemplo), y la fracción líquida del producto de reacción que sale de este sistema a través del puerto 509, contiene consecuentemente entre aproximadamente 0.5% y aproximadamente 1% de cada uno de la acrol?ína y el metilmercaptano, un producto de reacción final que contiene no más de aproximadamente 0.3% de cada uno de la acroleína y el metilmercaptano puede ser producido en la salida del reactor de tapón de flujo 511 en un tiempo de residencia total en el reactor de tapón de flujo de no más de aproximadamente 0.5 horas. Aunque generalmente menos deseable, el proceso puede ser operado para desplazar más de la conversión al segundo reactor, en cuyo caso el contenido de acrol?ína d?l líquido del producto de reacción que sale de la zona de contacto de gas/líquido inicial, y que fluye hacia adelante al segundo reactor, puede ser tal elevado como 5%, o aún de 7-9%. Por ejemplo, de acuerdo con una opción factible pero menos preferida, la alimentación de metilmercaptano puede dividirse entre la zona de contacto inicial y el reactor de tapón de flujo, resultando en una conversión de acroleína incompleta en la zona inicial. En este caso, el balance del metilmercaptano debe ser introducido corriente arriba del reactor de tapón de flujo para asegurar la terminación de la conversión en la última etapa del proceso. Excepto por el punto d?l cual la corriente del medio de reacción de MMP de circulación es eliminado, tal esquema es generalmente comparable con aquel descrito en la Figura 9 y descrito en lo siguiente. En las modalidades preferidas de la invención, el reactor de tapón de flujo 511 sustancialmente opera en forma adiabática. Sin embargo, una camisa 513 proporcionada para el suministro de calor o enfriamiento como se necesite para mantener la temperatura en el rango deseado. Si el proceso es operado con conversión relativamente baja en la zona d? contacto de gas/líquido, el calor exotérmico sustancial puede ser generado en el reactor de tapón de flujo, en cuyo caso la operación adiabática puede no ser una opción. En el último caso, la provisión puede ser necesaria para enfriamiento sustancial y control de temperatura del líquido de reacción que fluye a través del reactor de tapón de flujo. El producto de reacción de MMP producido en los procesos ilustrados en las Figuras 1 a 8 puede ser utilizado directamente para la preparación de 4-(metiltio)butironitrilo sin destilación anterior para remover ya sea las impurezas de ebullición elevada o ebullición baja. Esto no solamente ahorra el gasto d? capital y operación de la destilación proporcionada, sin también evita la pérdida de rendimiento que resulta inevitablemente de la formación de calderas elevadas adicionales en una columna de destilación de MMP. Puede ser producido el 4-(metiltio)-butironitrilo (HMBN) por la reacción del producto de MMP con cianuro de hidrógeno. A su vez, el HMBN puede ser convertido al ácido 2-hidroxi-4-metiltiobutanoico (HMBA) por hidrólisis con ácido sulfúrico u otro ácido mineral. Sin destilación u otra refinación de ya sea el MMP o el HMBN, el HMBN puede ser convertido a HMBA, el cual es adecuado para uso como un suplemento de' alimentación animal que sirve como una fuente de metionina. El MMP producido por ?l proceso de la invención, puede ser convertido a HMBN como se describió en lo anterior, y el HMBN ventajosamente convierte a HMBA por ya sea el proceso descrito en la Patente de los Estados Unidos 4,524,077 de Ruest et al o el proceso de la Patente de los Estados Unidos 4,912,257 de Hernández. En el proceso de la patente de Ruest , el HMBN es hidrolizado en ácido sulfúrico, el producto de HMBA se' extrae a partir del hidrolizado utilizando un solvente sustancialmente inmiscible en agua y el extracto de vapor se destila para producir una solución acuosa de 85 a 90% por peso de HMBA. En el proceso de la patente de Hernández. el hidrolizado se neutraliza con amoníaco, provocándolo para separarse en dos fases, la fase orgánica siendo evaporada para producir una solución acuosa del 85 a 90% de HMBA, Ilustrado en la Figura 9 TS aún una modalidad adicional del proceso de la invención, en la cual la corriente de alimentación de metilmercaptano se divide entre un puerto de alimentación primario 821 en o cerca del extremo inferior de una columna de bandeja 801 y un puerto de alimentación secundario 831 en o adyacente a un reactor 813 el cual también recibe el medio de reacción de MMP que fluye de la parte inferior de la columna 801. De preferencia, ambos de la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa y la corriente de alimentación de metilmercaptano primaria se introducen en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente en sustancialmente la misma ubicación dentro de la columna 801, es decir, en o cerca del extremo inferior del mismo. Alternativamente, los puntos respectivos de introducción del suministro de metilmercaptano primario y la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa puede ser separada por medio d? hasta varias etapas dentro de la columna, por ejemplo, mediante la introducción de la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en un punto corriente arriba anterior) el punto de introducción de la corriente de alimentación de metilmercaptano con respecto a la dirección hacia abajo del flujo del medio de reacción de MMP, o viceversa. El balance del metilmercaptano (la corriente de metilmercaptano secundaria) es introducida en la salida d?l medio de reacción de MMP, la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente, después de que el medio de reacción ha salido de la parte inferior de la columna. La Figura 9 muestra la introducción d? la corriente de metilmercaptano secundaria en el medio de reacción de MMP en el reactor 813. El reactor 813 de preferencia comprende un reactor d? flujo, de mayor preferencia un reactor de tapón de flujo . El medio de reacción que sale d?l reactor 813 se divide en una corriente de producto, la cual se elimina del proceso, y una corriente de recirculación, la cual ST enfría al pasar a través de un intercambiador 807 d? calor, El medio de reacción que sale del intercambiador 807 de calor se divide adicionalmente en dos corrientes de reciclado. La primera corriente de reciclado ST introduce, sin otro enfriamiento, en la columna 801 en una etapa entre la parte superior de la columna y el punto de introducción de alimentación de acroleína gaseosa. La segunda corriente de reciclado se mezcla con un catalizador preparado para la reacción, enfriado a una temperatura baja en el rango de -15° a 10°C por transferencia de calor con una salmuera enfriada en un intercambiador de calor 808, y regresada a la columna 801 a o cerca de la part? superior de la columna.
• En la operación d?l proceso ilustrado en la Figura 9, una corriente de metilmercaptano primaria es introducida en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente por medio por medio del puerto 821 en una velocidad, la cual es menor que la equivalente estequiomótricamente a la velocidad de introducción de acrol?ína en la corriente de alimentación de acroleína gaseosa. La acrol?ína y el metilmercaptano se hacen reaccionar en una primera zona de • reacción en la cual la acroleína está en un exceso estequiomótrico, por lo que produce un producto de reacción intermediario que contiene acrol?ína sin reaccionar. La primera zona de reacción de preferencia comprende por lo menos la porción de la zona de contacto' de gas/líquido a contracorriente por debajo del punto de introducción d? la corri?nt?- de metilmercaptano primario, y de mayor preferencia comprende la mayoría o toda la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente por arriba del punto de introducción de la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa. Aunque un exceso de acrol?ína se introduce en la zona de contacto de gas/líquido 801, el contenido de acroleína del medio de MMP que sale de la zona de contacto de gas/líquido, y el producto de reacción intermediario que sale de la primera zona de reacción, se mantiene a no más de aproximadamente 5% por peso, típicamente entre aproximadamente 0.8 y aproximadamente 5% por peso, más típicamente entre aproximadamente 1.0 y aproximadamente 3.0% por peso . La corriente de m?tilmercaptano secundaria se introduce en el producto de reacción intermediario y la reacción se completa sustancialmente por la reacción de metilmercaptano con acrol?ína residual en una segunda zona de reacción- que se separa de la zona de contacto de gas/líquido. En el proceso ilustrado, la segunda zona de reacción comprende el reactor 831. El medio de reacción que sale de la segunda zona d? reacción se divide en una corriente de producto y una corriente de recirculación y el resto del proceso es como se describió en lo anterior. El medio de reacción- que sale del reactor 831, y por lo tanto las corrientes de reciclado regresan a la zona de contacto de gas/líquido 801, de preferencia contienen menos de aproximadamente 1%, de preferencia no más de aproximadamente 0,5%, por peso de cualquier acrol?ína o metilmercaptano disponible. En este contexto se entenderá que el metilmercaptano disponible incluye ambos metilmercaptano libre y metilmercaptano que se combinan con el MMP para formar el semitioacetal . Aunque el proceso de la Figura 9 no es preferido, la generación de calor dentro de la columna se reduce por distribución del metilmercaptano entre un suministro principal a la parte inferior de la columna y un suministro secundario a una segunda zona de reacción separada de la columna. Donde la alimentación de metilmercaptano se divide, la alimentación principal puede constituir de 20% a 95% o más, y más típicamente de 50 a 80%, del total de alimentación de etilmercaptano, el cual TS de preferencia equivalente estequiométricamente a la alimentación de acrol?ína total, Dependiendo de la ubicación de la alimentación de metil-mercaptano, el medio de reacción de MMP que sale de la columna (y el producto de reacción intermediario) está típicamente a una temperatura de entre aproximadamente 40°C y aproximadamente 60°C. El producto de reacción deja la segunda zona de reacción a una temperatura de entre 65°C. a 90°C, y la fracción de recirculación se enfría a entre aproximadamente 25°C y aproximadamente 40°C en el intercambiador 807 de calor. Los siguientes ejemplos, ilustran la invención.
EjflmplQ 1
El MMP ST prepara mediante reacción de metilmercaptano y acroleína en un reactor de extracción de gas del tipo ilustrado en la Figura 2. La altura del reactor es de 0.914 m (3 pies) y la extremidad superior tiene un diámetro interno de 1.27 cm. (0.5 pulgadas). El separador 109 de gas/líquido comprende un cilindro que tiene un puerto de sobreflujo para el producto MMP, una conexión bajo la superficie líquida para el regreso del MMP de circulación a la extremidad inferior de la tubería del reactor, y un respiradero en la parte superior para la liberación de los gases no condensables. Anterior a la introducción de los reactivos, la tubería del reactor se llena con MMP que contiene aproximadamente 0.4% por peso d? catalizador de acetato de piridinio. La circulación de MMP en el reactor se inicia mediante rocío de aire a través de un orificio de 1.15 cm (1/16") en la entrada 123 de gas de alimentación de acroleína. Mientras el aire se rocía para inducir la circulación del MMP, se hace pasar agua caliente a través de la camisa 107 para llevar la circulación de MMP a una temperatura controlada de 5°C (41°F). Una corriente de acrol?ína sin purificar sintética
ST prepara teniendo la composición como se establece en la Tabla 1. Esta corriente se introduce en el reactor a través del rociador en la entrada 123. El vapor de metilmercaptano se introduce a través del mismo orificio. La acrol?ína y el metilmercaptano se introducen a través del rociador en una relación molar de aproximadamente 1.0 a 1.02. Las velocidades absolutas de introducción de las corrientes de reactivo se fijan en la Tabla 1. Se establecen también en la Tabla 1 la velocidad de gas superficial en la extremidad superior, ?l volumen líquido del reactor, el tiempo de residencia del producto líquido en el reactor, la recuperación de las alimentaciones reactivas, los rendimientos del reactor, la duración de la corrida continua, la velocidad promedio de alimentación del catalizador suplemental, y la velocidad promedio de introducción de agua en el gas de alimentación de acroleína . El rociador en la entrada 123 dispersa las dos alimentaciones reactivas en ?l líquido en la extremidad superior y crea una columna aireada para ?sta extremidad. Como una consecuencia, el líquido en la extremidad inferior no aireada se fuerza a fluir hacia abajo en ?l fondo de la extremidad superior a través del codo en forma de U inferior y continúa para moverse hacia arriba a través de los gases dispersados en la extremidad superior. Con la extremidad superior de dos fases, a partir del rociador de gas en el fondo del separador en la superficie, una mezcla de reacción se forma, la cual comprende una fase líquida que contiene MMP, metilmercaptano y catalizador y una fase de gas que contiene acroleína. La acrol?ína y el metilmercaptano se absorben rápidamente en la fase líquida y los dos reactivos absorbidos reaccionan mutuamente para formar el producto MMP. La velocidad de reacción es muy rápida, pero constituye la velocidad de la etapa limitante del proceso. Ocurre también alguna reacción de fase de vapor limitada entre la acrol?ína y ?l mßrcaptano.
La temperatura de la zona d? contacto gas/líquido en la extremidad superior del reactor se mantiene a aproximadamente 5°C (41°F) por eliminación de calor exotérmico de reacción para enfriar el agua que circula a través de la camisa 107. Debido a la alta turbulencia y al flujo de dos fases bien dispersado, obtenido por el sistema de extracción de gas simple, sin agitación mecánica o una bomba de recirculación , el reactor de tubería simple logra más del 95% de recuperación de las alimentaciones reactivas totales (es decir, acroleína y metilmercaptano) y virtualment? todos los reactivos recuperados se convierten en el producto MMP deseado en la misma tubería del reactor. La composición del producto y el respiradero de corriente de gas no condensable se establecen también en la Tabla 1. A pesar de que las impurezas de alimentación son más altas que lo usual (propileno, propano, acetaldehído, propionaldehído y agua) contenidos en la corriente de gas de alimentación de acrol?ína, la formación pequeña o no de subproducto o degradación de producto ST experimenta como resultado d? la presencia de esas impurezas. En particular, éste y otros experimentos demuestran que el sistema de reacción es capaz de tolerar un contenido de impureza en ?l agua de más de 3% por volumen en la corriente d? gas de alimentación de acroleína, y el >6% por peso de contenido de agua resultante que se alcanza en el líquido de circulación durante las operaciones en el estado constante, Como resultado de la agitación intensa proporcionada por el flujo turbulento en la zona de contacto de gas/líquido, y circulación rápida del medio de reacción MMP, localizado en puntos calientes ó desequilibrios de concentración se evitan. Esto en turno inhibe la formación de sub-productos indeseables.
TABLA 1 RESULTADOS EXPERIMENTALES Y BALANCES DEL MATERIALES
TEMPERATURA PROMEDIO DEL REACTOR 41.00 GRADOS C RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR, ACRO-/MALLA 0.99 VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 650.00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 4.97 HRS RECUPERACIÓN DE ALIMENTACIONES REACTIVAS 95.85% RENDIMIENTOS DEL REACTOR: ALDEHIDO POR PESOf AUMENTACIÓN <ACRO* MAU» POR PESO 94.88% ALDEHIDO POR MOUAUMENTAC.ON DE ACROL POR MOL 94.35% ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE MALLA POR MOL 94.35% VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0.0102 G/MIN CORRIENTE 1 CORRIENTE 2 CORRIENTE 3 CORRIENTE 4 <ENT. MEZCLA DE GAS> <ENTRADA DE MALLA> <SALIDA DE PRODUCTO <SAUDA DE 6AS> G/M-N % POR PESO G/MIN % POR PESO G/MIN % POR PESO G/MIN % POR PESO
02 0.675 14.934 0.0 0.0 0.0 0.0 0.675 20.571
N2 2.222 49.158 0.0 0.0 0.0 0.0 2.222 67.713
C02 0.074 1.630 0.0 0.0 0.0 0.0 0.074 2.245
CO 0.016 0.360 0.0 0.0 0.0 0.0 0.016 0.495
PROPILENO 0.062 1.372 0.0 0.0 0.0 0.0 0.062 PROPANO 1.889
0.063 1.394 0.0 0.0 0.0 0.0 MALLA 0.063 1.920
0.0 0.0 1.018 100.0 0.010 ACETALD 0.438 0.025 0.608
0.024 0.539 0.0 0.0 PROPALO 0.004 0.195 0.020 0.608
0.081 1.792 0.0 0.0 ACROLEINA 0.022 0.992 0.059 1.783
1.174 25.979 M-ALDEH 0.0 0.0 0.012 0.507 0.017 0.531
0.0 0.0 CATALIZADOR 0.0 0.0 2.080 91.733 0.049 1.480
0.0 0.0 AGUA 0.0 0.0 0.011 0.465 0.0 0.0 0.129 2.844 0.0 0.0 0.129 5.669 0.0 0.0
TOTAL 4.520 100.00 1.018 100.00 2.267 100.00 3.281 100.00
TEMP <C> 51.0 26.0 40.0 40.0 P • <kg.cn.1> 1059 0.33 0.0 0.0
F-iomplr-g- 7- 7Z?
Utilizando el aparato de la Figura 2, la acrol?ína se hace reaccionar con metilmercaptano para producir MMP. El proceso se lleva a cabo en la forma descrita generalmente en ?l Ejemplo 1, pero se han hecho variaciones en la temperatura de operación, relación molar de acrol?ína para el metilmercaptano en la alimentación del reactor, velocidad de alimentación de gas volumétrico total, y concentración de acrol?ína en la mezcla de alimentación de gas. Estas condiciones de proceso y los rendimientos para las corridas de los ejemplos 2-23 se establecen en la Tabla 2. Las mediciones o determinaciones se hacen de la velocidad d? gas superficial, la concentración de acrol?ína de entrada, la temperatura de reacción, la concentración de catalizador, tiempo de residencia y razón de alimentación de acrol?ína a m?tilmercaptano . Un análisis estadístico se conduce para determinar el efecto de variables de operación posteriores sobre productividad, recuperación de acrol?ína, rendimiento basado en acrol?ína, concentración de acroleína en la fase líquida y la concentración de metilmercaptano en la fase líquida. Los resultados se establecen en la Tabla 3.
TABLA 2
Ejemplo 2 Ejemplo 3 Ejemplo 4
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 40 00 GRADOS C 40 50 GRADOS C 39 00 GRADOS C RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR, ACRO JMALLA 0 95 0 98 1 23 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 020 LITROS/MIN 2 826 LITROS/MIN 2 763 LITROS/MIH CONC. DE ACROLEINA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 15 170 VOL '4 9 890 VOL % 7 234 VOL CONC. DE ACROLEINA EN LA SALIDA DE GAS 1 360 VOL '/. 1 183 VOL y. 1 944 VOL . VB- DE GAS SUPER. ßt LA PARTE WF. DE LA EXIREM---AD SUPERIOR, STP 1 347 ETVSEG 1 261 FT/SEG 1 233 FT/SEG VOLUMEN UQU-DO DEL REACTOR 886 00 ML 756 00 ML 684 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 7 40 HRS 11 54 HRS 17 87 HRS RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 89 68 84 29 y. 75 85 y. RENDIMIENTOS DEL REACTOR: t?
ALDEHIDO POR PESO/ ALIMENTACIÓN <ACRO+MALLA> POR PESO 87 90 X 83i 22 . 74 75 . ALDEHIDO POR MOL AUMENTACION DE ACROL POR MOL 89 97 % 84 13 y. 68 40 y. ALDEHIDO POR MOL AUMENTACIÓN DE MALLA POR MOL 85 59 82 : 17 y. 83 81 y. DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 5 10 HRS 2 75 HRS 2 75 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0105 G/MIN 0 0061 G/MIH 0 0061 G/MIH VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIN 0 0 G/MIH 0 0 G/MIH
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 5 Ejemplo 6 Ejemplo 7
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 41 00 GRADOS C 40 00 GRADOS C 40 1 00 GRADOS C
RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR, ACRO-/MALLA 1 07 1 26 1 17 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 128 LITROS/MIM 3 232 LITROS/MIN 3 249 LITROS/MIH
CONC. DE ACROLE-NA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 16 563 VOL 20 648 VOL 9 240 VOL X
CONC. DE ACROLE-NA EN LA SAUDA DE GAS 2 560 VOL X 4 467 VOL 2 417 VOL
VEL DE GAS SUPER EN LA PARTE WF. DE LA EXIREM-DAD SUPER-OR, STP 1 395 FIVSEG 1 441 FIVSEG 1 449 FIVSEG
VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 741 00 Ml 738 00 MI 760 00 ML
TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 6 08 HRS 5 04 HRS 12 85 HRS
RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 87 44 88 12 •/. 76 . 32 y. RENDIMIENTOS DEL REACTOR: ALDEHIDO POR PESO/ALIMENTACIÓN <ACRO+MALLA> POR PESO 85 47 . 85 53 X 75 32 y. ALDEHIDO POR MOL/AUMENTACION DE ACROL POR MOL 84 01 y. 77 31 X 70 16 . ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE MALLA POR MOL 89 51 . 97 60 '/. 82 36 % DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 2 00 HRS 1 58 HRS 3 66 HRS
VELOCIDAD PROMEDIO OE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0083 G/MIH 0 0105 G/MIH 0 0068 G/MIH VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIN 0 0 G/MIH 0 0 G/MIM
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 8 Ejemplo 9 Ejemplo 10
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 45 00 GRADOS C 44 00 GRADOS C 44 00 GRADOS C
RELACIÓN DE ALIMENTACIÓN MOLAR, ACROJMALLA 1 06 1 05 0 99 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 708 LITROS/MIN 2 538 LITROS/MIN 3 755 LITROS/MIH
CONC. DE ACROLE-NA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 21 000 VOL y. 29 591 VOL 21 253 VOL %
CONC. DE ACROLEINA EN LA SALIDA DE GAS 3 005 VOL y. 3 770 VOL '/. 1 588 VOL
VB- DE GAS SUPER EN LA PARTE -MF. DE LA EXTREM--MD SUPE-F-OR, STP 1 654 ETVSEG 1 177 F-VSEG 1 675 F-VSEG
VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 734 00 ML 682 00 ML 520 00 ML
TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 3 95 HRS 3 50 HRS 2 55 HRS
RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 88 95 . 92 46 91 84 RENDIMIENTOS DEL REACTOR: ALDEHIDO POR PESO/AUMENTACION <ACRO+MALLA> POR PESO 57 55 y. 90 94 y. 90 10 ALDEHIDO POR l-KX. ALIMENTACIÓN DE ACROL POR MOL 85 33 '4 88 82 90 40 y. ALDEHIDO POR MOUAL-MENTACiON DE MALLA POR MOL 90 26 y. 93 52 89 73 DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 3 20 HRS 1 98 HRS 2 40 HRS
VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0182 G/MIN 0 0252 G/MIN 0 0139 G/MIH VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIN 0 0 G/MIN 0 0 G/MIH
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 11 Ejemplo 12 Ejemplo 13
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 50 00 GRADOS C 42 00 GRADOS C 43 00 GRADOS C RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR. ACROJMALl-A 1 00 1 04 0 96 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 760 LITROS/MIM 3 476 LITROS/MIN 3 619 LITROS/MIH CONC. DE ACROLEJNA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 19 405 VOL Z 14 409 VOL '4 18471 VOL % CONC. DE ACROLE-NA EN LA SAUDA DE GAS 2 100 VOL y. 2 138 VOL y. 1 285 VOL '/. VEL DE GAS SUPER EN LA PARIE MF. DE LA EXTREME-AD SUPERIOR, STP 1 677 F-VSEG 1 550 F-VSEG 1 703 F-VSEG VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 527 00 ML 529 00 ML 649 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 2 89 HRS 4 31 HRS 3 51 HRS RECUPERACIÓN DE ALIMENTACIONES DEL REACTIVO 89 52 . 87 37 / •. 92 64 % RENDIMIENTOS DEL REACTOR: O»
ALDEHIDO POR PESOAUMENTACI N <ACRO+MALLA> POR PESO 88 01 y. 85 57 90 52 ALDEHIDO POR MOUAL-MENTACION DE ACROL POR MOL 88 18 y. 83 97 X 92 07 y. ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE MALLA POR MOL 87 80 4 ' 87 48 88 76 DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 2 65 HRS 2 48 HRS 2 13 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0346 G/MIN 0 0097 G/MIH 00195 G/MIN VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIH 0 0571 G/MIH 0 0 G/MIH
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 14 Ejemplo 15 Ejemplo 16
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 55 00 GRADOS C 41 00 GRADOS C 45 00 GRADOS C RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR, ACROJMALLA 1 01 0 97 1 01 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 946 LITROS/MIN 2 924 LITROS/MIN 3 124 LITROS/MIN CONC. DE ACROLE-NA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 18 137 VOL 16 049 VOL '4 18 547 VOL CONC. DE ACROLEtNA EN LA SALIDA DE GAS 2 322 VOL ' 0 503 VOL y. 2 429 VOL y. VEL DE GAS SUPER EN LA PARTE -NF. DE LA EXTREM--MD SUPERKR, STP 1 760 F-VSEG 1 304 F-VSEG 1 393 F-VSEG VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 525 00 ML 650 00 ML 600 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 3 07 HRS 4 97 HRS 4 13 HRS RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 85 35 y. 94 22 / '. 86 24 V. RENDIMIENTOS DEL REACTOR: <o
ALDEHIDO POR PESO/AUMENTACI N <ACRO+MALLA POR PESO 83 94 ' 92 34 84 06 y. ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE ACROL POR MOL 83 58 y. 93 79 83 84 '/. ALDEHIDO POR MOL/AUMENTACIÓN DE MALLA POR MOL 84 36 y. 90 68 / '. 84 31 / '. DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 2 27 HRS 4 88 HRS 4 42 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0162 G/MIN 0 0102 G/MIN 0 0113 G/MIH VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIM 0 0922 G/HIN 0 1018 G/MIN
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 17 Ejemplo 18 Ejemplo 19
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 42 00 GRADOS C 40 00 GRADOS C 39 00 GRADOS C RELACIÓN DE AUMENTACIÓN MOLAR, ACROJMA LA 0 95 1 06 1 13 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 3 238 LITROS/MIN 2 481 LITROS/MIN 2 073 LITROS/MIM CONC. DE ACROUEMA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 15 622 VOL X 25 019 VOL 29 440 VOL CONC. DE ACROLE-NA EN LA SALIDA DE GAS 0 961 VOL y. 2 160 VOL 2 772 VOL VB_ DE GAS SUPB*. EN LA PARTE •». DE LA EXIRf-M-DAD SUPERIOR, STP 1 444 F-VSEG 1 06 F-VSEG 0 925 FIVSEG VOLUMEN UQUIDO DEL REACTOR 880 00 ML 8 00 ML 800 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 6 60 HRS 5 48 HRS 5 14 HRS RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 92 06 y. 86 71 */, 96 40 . O»
RENDIMIENTOS DEL REACTOR: ALDEHIDO POR PESO/ALIMENTACIÓN <ACRO+MAU-A> POR PESO 89 09 y. 82 06 . 93 72 ALDEHIDO POR MOLALIMENTACIÓN DE ACROL POR MOL 91 38 X Ti 94 'A 88 76 y. ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE MALLA POR MOL 86 53 V. 84 65 X 100 23 '/. DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 5 33 HRS 5 40 HRS 4 00 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0134 G/MIH 0 0157 G/MIN 0 0167 G/MIN VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIH 0 0 G/MIH 0 0 G-MIN
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 20 Ejemplo 21 Ejemplo 22
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 37 00 GRADOS C 43 00 GRADOS C 46 00 GRADOS C RELACIÓN DE ALIMENTACIÓN MOLAR, ?CROJMAU-A 0 94 0 70 1 25 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 2 259 LITROS/MIN 2 440 LITROS/MIH 2 531 LITROS/MIM CONC. DE ACROLE-NA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 26 870 VOL '4 27 026 VOL y. 33 558 VOL '/. CONC. DE ACROLE-NA EN LA SALIDA DE GAS 1 850 VOL y. -2 753 VOL ' 12 143 VOL VB.KGASSUP--RI-NI? PAITO •f.--E-?--XTI---WMDSUP 1 008 FIVSEG 1 088 F-VSEG 1 129 F-VSEG VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 850 00 ML 765 00 ML 792 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 5 25 H S 3 83 HRS 4 95 HRS RECUPERACIÓN DE ALIMENTACIONES DEL REACTIVO 92 91 ' 92 23 y. 74 65 X eo REND-MUENTOS DEL REACTOR: ALDEHIDO POR PESO/ALIMENTACIÓN <ACRO+MALLA> POR PESO 90 42 X 88 57 '4 71 13 ALDEHIDO POR MOUAUMENTACION DE ACROL POR MOL 93 31 y. 105 97 y. 64 65 ALDEHIDO POR MOUAUMENTACiON DE MALLA POR MOL 87 25 74 33 '4 80 53 X DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 3 00 HRS 2 40 HRS 1 40 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0139 G/MIN 0 0069 G/MIN 0 0 G/M1H VELOCIDAD PROMEDIO DE AUMENTACIÓN DE AGUA 0 0 G/MIN 0 0 G/MIH 0 0 G/MIH
TABLA 2 {continuación)
Ejemplo 23
TEMPERATURA PROMEDIO DE OPERACIÓN 39 . 00 GRADOS C RELACIÓN DE ALIMENTACIÓN MOLAR, ACRO JMALLA 0 63 FLUJO DE LA MEZCLA DE GAS PARA EL ROCIADOR, STP 2 276 LITROS/MIM CONC. DE ACROLE-NA EN LA ENTRADA DE MEZCLA DE GAS 19 476 VOL . CONC. DE ACROLE-NA EN LA SALIDA DE GAS -1 573 VOL ? VB-(- GASSUPBl--N--APAinE»F.--E-?-->aR--M---ADS 1 . 015 FIVSEG VOLUMEN LIQUIDO DEL REACTOR 792 . 00 ML TIEMPO DE RESIDENCIA DEL PRODUCTO LIQUIDO 5 . 65 HRS RECUPERACIÓN DE AUMENTACIONES DEL REACTIVO 91 . 16 . 00 RENDIMIENTOS DEL REACTOR: ro
ALDEHIDO POR PESO/ AUMENTACIÓN <ACRO+MALLA POR PESO 82 88 y. ALDEHIDO POR MOUAL-MENTACION DE ACROL POR MOL IOS 03 y. ALDEHIDO POR MOL/AUMENTACIÓN DE MALLA POR MOL 66 51 DURACIÓN DE LA CORRIDA CONTINUA 5 00 HRS VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DEL CATALIZADOR 0 0 G/MIH VELOCIDAD PROMEDIO DE ALIMENTACIÓN DE AGUA 0 . 0 G/MIH
TABLA 3 RESULTADOS EXPERIMENTALES SOBRE LOS EFECTOS DE
VARIABLES DE OPERACIÓN
VARIABLES RESULTADOS
NO. DE VG YA T CC TR A/M PR RBC RENDIMIENTO CA CM CORRIDA (F/S) (% DE M) (CJ (%P/P) (HR) (RELACIÓN) (G/M) (%) (*) (%P/P) (% P/P) 041684 1.30 16.1 41 .47 5.0 0.97 2.27 94.2 92.3 0.51 1.34 TÍPICA L,) 0109T4A 1.02 19.5 39 0.4 5.7 0.63 2.34 91.2 82.9 .051 8.85 011984B 1.13 33.6 46 0.4 5.0 1.25 2.77 74.7 71.1 4.35 0.20 042584 1.76 18.1 55 0.4 3.1 1.01 2.94 85.4 83.9 1.30 0.28 oo 050284 1.68 19.4 50 0.7 2.9 1.00 3.13 89.5 ßß.O 0.05 1.60 061384B 1.44 20.7 40 .39 5.0 1.26 2.54 88.1 85.5 2.43 0.43 061384A 1.40 16.6 41 .32 6.1 1.07 2.11 87.4 86.5 .158 .913 052384 1.45 9.24 40 .43 12.8 1.17 1.03 76.3 75.3 .775 .487 061484B 1.23 7.23 39 .39 17.9 1.23 0.66 75.9 74.8 1.12 .291 VG * VELOCIDAD DE GAS SUPERFICIAL, FT/SEG YA - ENTRADA DE ACROLEINA CONC., % EN MOL T * TEMPERATURA DEL REACTOR. GRADOS C CC - CATALIZADOR (ACETATO DE PIRIDINA) CONC., % P/P TR - TIEMPO DE RESIDENCIA BASADO SOBRE LA VELOCIDAD DEL PRODUCTO, HORA A/M - RELACIÓN DE ALIMENTACIÓN DE ACROLEINA A MALLA, RELACIÓN MOL PR - LA VELOCIDAD DEL PRODUCTO HECHO, G/MIN REC * RECUPERACIÓN DEL PORCENTAJE DE ACROLEINA A PARTIR DE LA ALIMENTACIÓN, % RENDIMIENTO * PORCENTAJE DE ALIMENTACIÓN DE ACROLEINA CONVERTIDO AL PRODUCTO ALDEHIDO, % CA - ACROLEINA CONC. EN LIQUIDO, % PP CM » MALLA CONC. EN LIQUIDO, % P/P
Ejemplo ??
Utilizando un proceso del tipo ilustrado en la Figura 2, una corrida continua de 50 horas se conduce con un gas de alimentación de acroleina producido por oxidación catalítica de propileno en un reactor de laboratorio. Durante la corrida, la temperatura del tuberia de extracción de gas controlada a aproximadamente 40°C y la acroleina para la relación de alimentación de metilmercaptano se verifica por medio de un análisis discreto de cromatografia de gas de una muestra liquida del reactor cada media hora. El producto aldehido final tiene la siguiente composición:
Acetaldehido 0.11 por peso % Metilmercaptano 0.88 Acroleina 0.07 Alcohol Alílico 0.29 Acido acético 0.35 Acido acrílico 0.52 ß-hidroxipropionaldehído 0.27 Piridina 0.19 MMP 89.02 Sub-producto que tiene MW = 190 0.18 Agua 7.00 En una operación comercial en la cual el agua se controla a un nivel más típico, por ejemplo, 2%, el ensayo de
MMP podría ser tan grande como 94%, La proporción relativamente alta de ß-hidroxipropionaldehído es resultado de la presencia de agua muy por encima del nivel realizable fácilmente por enfriamiento del gas- de alimentación de acrol?ína en un proceso comercial .
Ejftmplo 25
- Utilizando un proceso del tipo ilustrado en la Figura 2, pruebas comparativas ST conducen sobre un reactor d? pared húmeda y un reactor curvo horizontal. Un gas de alimentación de acrol?ína sintético se utiliza ?n esas corridas. Durante la operación d? estado constante, muestras de producto líquido ST analizan por cromatografía d? gas para determinar el ensayo de aldehido, la acrol?ína residual, metilmercaptano T impurezas de sub-prodücto . Con base en esos análisis, se hacen cálculos para determinar ?l porcentaje de recuperación de acrol?ína, rendimiento del producto y equilibrio del material del reactor por cada corrida. El coeficiente d? transferencia de masa promedio y las constant s de velocidad cinética d? reacción ST obtienen por fecha experimental de ajuste para un modelo de reactor de dos fases. El gas mantenido y el dato de velocidad de recirculación de líquido también ST miden y correlacionan. Las dimensiones físicas d? los sistemas del reactor se establecen en la Tabla 4, junto con la temperatura, velocidad de gas y velocidad de líquido por cada corrida. Una comparación d? condiciones de reacción, velocidades de alimentación, rendimientos y coeficientes de transferencia de masa promedio se establecen en la Tabla 5.
TABLA 4 TAMAÑO DEL REACTOR Y VARIABLES DE OPERACIÓN
REACTOR TAMAÑO DEL TUBO SEPARADOR TEMP. VELOCIDAD DEL GAS VELOCIDAD DEL LIQUIDO
Extracción 1.27c idx1.0ßm 6.35cmodx20.32cm 35-55 'C 2.2-4.0 l/m 4.0-12 l/m dagas o 1.52 m pt-ob-na
Parad 1.27cmidx1.37m 10.16 cmodx15.2cm 3()_4ß .c 3.0-6.5 l/m .6-.8 l/m Húmeda Circuito 1.27 cm idx2.28 m 7.62 cm odx27.94 cm 37-40 *c Horizontal 2.5-3.4 l/m 9.5-13.3 l/m 10.16 cm odx33.02 cm
TABLA 5 RESULTADOS TÍPICOS DEL REACTOR PROBADO
EXTRACCIÓN DE GAS PARED HÚMEDA CIRCUITO HORIZONTAL No. de Corrida Conc. de Gas de Entrada 041684 110184 011685 % de volumen de acrolefna Conc. de Gas de Salida 16.0 16.8 17.3 % de volumen de acroleina 0.503 1.92 Temperatura del Reactor, °C 3. ,82 41.0 36.0 40.0 Velocidad Superficial Gas. f/s 1.304 1.46 1. ,39 Liq.. f/s 3.5 0.3 5. 7 Conc. de Liquido % p/p de acroleína 0.51 00 0.71 0. 05 8
% p/p de MeSH 1.30 0.20 1. 35 Velocidad de Alimentación de la Mezcla de Gas, g/m 4.43 4.84 4. 56 Velocidad de Alimentación de Acroleina, g/m 1.174 1.372 1. 352 Velocidad de Alimentación del Vapor de MeSH, g/m 1.042 1.160 1. 095 Velocidad del Producto de Aldehido, g/m 2.267 2.306 2. 118 Recuperación de la Alimentación (acrol. + MeSH), % p/p 94.2 8T.2 82 .1 Rendimiento del Reactor (ald-Zacr+MeSH, % p/p 92.34 87.33 80 .97
Coef. Prom. de Transferencia de Masa, mol/l-atm-h 150 120 50
F-j emplo Zfi
De acuerdo con el proceso ilustrado en la Figura 5, un medio de reacción comprende MMP y metilmercaptano y un catalizador hace contacto con una corriente de vapor de acroleína en una columna de bandeja que contiene 20 bandejas, Ninguno del medio de reacción que excita al enfriador 407 se recicla en la porción de fondo de la torre, En lugar de eso, todos los MMP de circulación se pasan a través del enfriador 408 y se reciclan en la superficie de la columna. La etapa de enfriamiento se proporciona por transferencia de calor indirecto desde la fase líquida en la etapa inferior y en la 5ta. etapa desde la parte inferior. La corriente de vapor de acrol?ína se introduce en la parte inferior d? la columna en una relación de 662.4 lb . moles por hora, y contiene 15% por volumen de acrol?ína, 0,28% por volumen de acetaldehído, 17% por volumen de vapor de agua, y 83% por volumen no condensables. El metilmercaptano se introduce en la parte inferior de la columna en una relación de 100 lb, moles/hr. El medio de reacción de MMP ST introduce en la superficie de la columna en una relación de aproximadamente 600 lb. moles/hora. Una corriente de producto de MMP contiene 97.3% por peso de MMP se elimina a partir del proceso en la columna en una relación d? aproximadamente 110.4% lb. moles/hora.
Fjampln 27
El MMP (428.1 gramos) producido en el Ejemplo 24 se cargó a un reactor de 1,000 ml provisto con una camisa fría y un agitador, El HCN (105.4 gramos) se midió en el mismo reactor durante un periodo de 50 minutos, durante el cual, la temperatura se mantuvo entre 35 y 40°C. En el extremo de la alimentación de HCN, la temperatura se elevó a 45°C y la reacción se dejó continuar durante 30 minutos adicionales para completar la conversión de MMP a ácido 2-hidroxi-4-metiltiobutírico (HMBN) (527.7 gramos) el cual se analizó y se encontró que contiene 90.8% de HMBN con el agua en su mayor parte residual, catalizador y algunas impurezas de nivel inferior,
Ejemplo 23
S? agrega HMBN (515 gramos) preparado a partir del Ejemplo 27 a 65,9% por peso de solución de ácido sulfúrico acuoso (584.2 gramos) a 60°C durante un periodo de 50 minutos en un reactor recubierto de 1,000 ml provisto con agitador. La mezcla resultante se deja reaccionar durante 10 minutos adicionales a 65°C para completar la primera reacción de hidrólisis la cual convierte el HMBN a la amida correspondiente. Entonces se agrega agua caliente (378.5 gramos) a 80°C a la mezcla en el reactor y la temperatura de la mezcla se eleva a 82°C para efectuar la segunda reacción de hidrólisis que convierte la amida a HMBA y sub-producto de bisulfato de amonio. La reacción se deja continuar durante dos y media horas para finalizar la segunda hidrólisis. Alternativamente, el tiempo de reacción requerido puede ser reducido' por aproximadamente 50% mediante incremento de la temperatura de hidrólisis a un rango de 90-100°C. El hidrolizado final se analizó y se encontró que contiene 32.1% de monómero de HMBA, 0.11% de dímero de HMBA, y menos de 0,02% de cada uno de amida y nitrilo, con el residuo siendo sub-producto de bisulfato de amonio. El hidrolizado anterior se pone' en contacto con solvente de metilisobutilcetona (MIBK) para extraer el producto HMBA. Él extracto se evapora para separar el solvente a partir de HMBA bajo vacío a 70°C. El producto solvente libre inferior ST analizó y encontró que contiene 74.8% de monómero d? HMBA y 7.0% de dímero de HMBA, el residuo siendo en su mayoría agua y ion sulfato. Este producto contiene un contenido de agua ligeramente más alto que lo normal. El contenido de agua puede reducirse al rango normal de 11-12% por evaporación adicional.
Ejemplo 29
• D? acuerdo con el proceso ilustrado en la Figura 7, el propileno es oxidado catalíticamente para producir un gas de producto d? reacción de acrol?ína sin purificar en el reactor 601 catalítico. Una mezcla de propileno, vapor y aire se alimentan al reactor a través del intercambiador 611 de calor donde se precalißnta por transferencia de calor desde el gas de producto de reacción, El gas de producto de reacción se enfría y condensa parcialmente en el intercambiador 603 de calor para producir una corriente de líquido/vapor mezclada introducida en el destellador 627 donde ésta además se enfría y separa en una corriente de gas enfriada que contiene acrol?ína (18,9% por peso), nitrógeno 71.1% por peso), oxígeno (2.8% por peso), propano (2,1% por peso), propileno (1.8% por peso), vapor de agua (0.9% por peso), ácido acrílico (80 ppm), acetaldehído (0,2% por peso), monóxido de carbono (0.6% por peso), dióxido d? carbono (1.7% por peso), y formalina (140 ppm), y una corriente condensada que contiene agua (75.4% por peso), acrol?ína (20.0% por peso) y ácido acrílico (3.1% por peso). Ambos, la corriente de gas frío y el condensado están a una temperatura de 23.2°C y una presión absoluta de 1.82 kg/cm2 (26 psi). El condensado se introduce en una columna 629 fraccionadora donde se destila a una presión de tope de 1.61 kg/cm2 (23 psi). El vapor saliendo de la etapa superior de la columna es parcialmente condensado, y el condensado llevado a reflujo a la columna en una razón de reflujo molar de 1. Un producto de desecho acuoso se produce en la parte inferior de la columna la cual contiene ácido acrílico (3.9% por peso) y acrol?ína (711 ppm). El producto de evaporación contiene acrol?ína (94.2% por peso), acetaldehído (1.1% por peso), vapor de agua (4.6% por peso) y menos de 1 ppm de ácido acrílico. Las evaporaciones a partir de la columna fraccionadora se mezclan con la corriente de gas frío saliendo del destellador para producir una corriente de gas de acroleína combinada que contiene acrol?ína (94.6% por peso), acetaldehído (0.3% por peso), vapor de agua (1.2% por peso), propano (1,9% por peso), propileno (1,6% por peso), y ácido acrílico (76 ppm) a una temperatura de 26.5°C y una presión total de 1.61 kg/cm2 (23 psi). Este gas se introduce junto con metilmercaptano vía la entrada 623 en el medio de reacción de MMP de circulación en la tubería 621 d? regreso inferior del reactor 605 de extracción de gas. La absorción de acroleína y la reacción ocurren en flujo a través de la extremidad superior dando un producto, el cual sale de la extremidad superior a la temperatura de 40°C y una presión de 1.12 kg/cm2 (16 psi) que contiene MMP (75.9% por peso), metilmercaptano (0.2% por peso), acroleína (0.3% por peso) agua (1,5% por peso), propano (0.5% por peso), propileno (0,5% por peso), nitrógeno (19.1% por peso), oxígeno (0.5% por peso), acetaldehído (0.1% por peso), formalina (157 ppm), ácido acrílico (126 ppm), piridina (0.2% por peso), y ácido acético (0.2% por peso). Los no condensables ST separan del medio de reacción de MMP líquido en el separador 609 gas/líquido y el medio de reacción MMP se recircula a través de la extremidad inferior y la tubería inferior para regresar a la extremidad superior del reactor y mezclando con gas de acroleína adicional y metilmercaptano . El producto MMP se elimina a una temperatura de 40 °C y 1.05 kg/cm2 (15 psi) y contiene MMP (97.4% por peso), ácido acético (0.2% por peso), piridina (0.2% por peso), metilmercaptano (80 ppm), formalina (180 ppm), acetald?hído (520 ppm), ácido acrílico (160 ppm), agua (1.8% por peso), y acroleína (0.2% por peso).
Ejemplo 30
De acuerdo con el proceso ilustrado en la Figura 8, el propileno se oxida catalíticamente para producir un gas de producto de reacción de acroleína sin purificar en un reactor 701 catalítico, Se alimenta una mezcla de propileno, vapor y aire al reactor a través del intercambiador 711 de calor donde ésta se precalienta por transferencia de calor a partir del gas de producto de reacción. El gas de producto de reacción se enfría y se condensa parcialmente en el intercambiador 703 de calor para producir una corriente de vapor líquida a una temperatura de 37,8°C, Esta corriente es entonces introducida en el destellador 727 donde además se enfría y separa en una corriente de gas frío que contiene acrol?ína (19.1% por peso), nitrógeno (71.0% por peso), oxígeno (2.8% por peso), propileno (1.8% por peso), propano (2.1% por peso), vapor de agua (0.9% por peso), ácido acrílico (40 ppm), acetald?hído (0,2% por peso), monóxido de carbono (0,6% por peso), dióxido de carbono (1.7% por peso) y formalina (140 ppm) y una corriente condensada que contiene agua (75.8% por peso), acrol?ína (19.5% por peso)), acetald?hído (0.5% por peso) y ácido acrílico (3.1% por peso) , Ambos, la corriente de gas frío y el condensado están a una temperatura de 15.2°C y una presión absoluta de 1.19 kg/cm2 (17 psi). El condensado se introduce en la columna 729 fraccionadora donde se destila a una presión de tope de 1.05 kg/cm2 (15 psi). El vapor que sal? de la etapa superior de la columna se condensa parcialmente y ?l condensado se somete a reflujo en la columna a una razón de reflujo molar de 1. Un producto d? desperdicio acuoso se produce en la parte inferior de la columna, la cual contiene ácido acrílico (3.9% por peso) y acroleína (0.6% por peso). El producto de evaporación contiene acrol?ína (3.6% por peso), y menos de 1 ppm de ácido acrílico. Las evaporaciones de la columna fraccionadora se mezclan con la corriente d? gas frío saliendo del destellador para producir una corriente de gas d? acroleína combinada que contiene acroleína (24.5% por peso), acetald?hído (0,3% por peso), vapor de agua (1,0% por peso), propano (1.9% por peso), propileno (1.6% por peso), y ácido acrílico (76 ppm) a una temperatura de 18.2°C y una presión total de 1.12 kg/cm2 (16 psi). Este gas • ST introduce junto con el metilmercaptano en MMP de circulación vía la entrada 723 en la parte inferior d?l reactor 705 de columna d? bandeja. El gas fluye hacia arriba a través de la columna contracorriente hacia abajo fluyendo el medio de reacción de MMP. El medio de reacción comprende MMP (96.7% por peso), acroleína (962 ppm), y metilmercaptano (0.14% por peso) entra a la superficie de la columna a una temperatura de 0°C. El producto de reacción que sal? de la columna a una temperatura de 62°C contiene metilmercaptano (0.14% por peso), acrol?ína (960 ppm) y MMP (96.8% por peso). El producto de reacción se hace circular a través del intercambiador 707 de calor donde se enfría a 32,2°C por calor de transferencia indirecto para enfriar el agua. Ligeramente menos de dos tercios de la corriente de circulación se reciclan desde la salida del intercambiador 707 de calor a una bandeja a aproximadamente el punto medio d?l reactor 705. La porción residual del medio de reacción de circulación ST mezcla con catalizador y se hace pasar a través del intercambiador 708 de calor donde se enfría a una temperatura de 0°C por transferencia de calor indirecto a salmuera refrigerada. La porción del medio d? circulación que sale del intercambiador 708 de calor se recicla vía la línea 706 a la superficie del reactor 705 de columna de bandeja. Una corriente de producto ST elimina del medio de reacción MMP de circulación en un punto entre la parte inferior del reactor 705 de columna d? bandeja y el interior del intercambiador 707 de calor, Alternativamente, el producto puede ser recuperado desde la salida de cualquiera del enfriador 707 o el enfriador 708. La corriente de producto contiene MMP (96.8% por peso), metilmercaptano (0.14% por peso), y acrol?ína (960 ppm)-. La relación entre la velocidad de la recirculación del medio de reacción de MMP y la velocidad d? retiro del producto neto es aproximadamente 15 a 1.
Ejemplo 31
La mezcla de gas d? acroleína, 229 lb/hr, contiene 24.5% por peso de acrol?ína, el residuo siendo en su mayoría gases inertes y vapor de agua, ST alimenta junto con alimento MeSH, 24.1 lb/hr, a la parte inferior d? una columna de bandeja que consiste d? 12 etapas de equilibrio teórico, operando a la presión atmosférica. Un recirculado, enfriado (4.4°C) de corriente de producto MMP, 578 lb/hr se introduce a la superficie de la columna como líquido depurador, junto con 0.57 lb/hr de catalizador de acetato de piridinio. Otro recirculado, enfriado (32°C) de corriente MMP, 1012 lb/hr se alimenta a la Etapa #10 para controlar la temperatura en la sección inferior de la columna, donde toma lugar la reacción exotérmica ?ntre acrol?ína y MTSH. La temperatura máxima en esta región de reacción se mantiene a 60°C. La corriente de salida inferior de la columna de bandeja contiene 95.4% por peso de MMP, agua al 2.2%, catalizador al 0.5% y acroleína al 1.7%, es enviado continuamente a un reactor de' terminación, donde MTSH adicional, 24.1 lb/hr, es alimentado también. El reactor de terminación, operado a 60°C, produce el producto MMP que contiene MMP al 97%, agua al 2.2%, catalizador al 0.5%, y menos de 0.1% d? cada uno de acrol?ína residual y M?SH. Parte de esta corriente de producto se recircula vía un enfriador y un enfriador para obtener las dos corrientes de recirculación líquidas mencionadas en lo anterior.
Fje-mpln 32
La alimentación de mezcla de gas de acrol?ína, 229 lb/hr, es alimentada a la Etapa #10, mientras que la alimentación de M?SH, 48.2 lb/hr es alimentada a la parte inferior. (Etapa #12) de la misma columna de bandeja utilizada en ?l Ejemplo A, El catalizador alimentado está a 0.57 lb/hr, Las ubicaciones de alimentación del catalizador y las dos corrientes líquidas de MMP de recirculación, están sin cambio a partir del Ejemplo 31. Sin embargo, el flujo líquido depurador se incrementa a 801 lb/hr y su temperatura se r?duce a 0°C, y el otro flujo líquido de MMP recirculado que alimenta la Etapa #10 está a 805 lb/hr y 37.8°C. El enfriador y el líquido depurador se necesitan para absorber e incrementar el flujo de vapor de acroleína dejando la etapa de alimentación de gas de acroleína, do de no se introduce la alimentación de MeSH para hacer reaccionar con la alimentación de acrol?ína para esta etapa. Similar al Ejemplo A, las partes inferiores de columna son enviadas, junto con MeSH a 24,1 lb/hr, a un reactor de terminación donde se produce el producto MMP final. Las condiciones de operación de la columna de bandeja y el reactor de terminación son idénticos a aquellos utilizados en el Ejemplo 31. Las composiciones líquidas de la corriente de salida inferior desde la columna de bandeja y la corriente d? producto del reactor de terminación son aproximadamente iguales a aquellas obtenidas en ?l Ejemplo 31. Se hac? constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, TS ?l que resulta claro de la presente descripción de la invención. Habiéndose descrito la invención como antecede, se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes:
Claims (28)
1. Un proceso para la preparación . continua de 3-(metiltio)propanal ) , caracterizado porque comprende: poner en contacto una corriente de alimentación de acroleína gaseosa con un medio de reacción líquido, el medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína, la corriente de alimentación de acroleína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable, por lo cual la acrol?ína d? la corriente de alimentación ST transfiere al medio líquido; introducir metilmercaptano en el medio de reacción; hacer reaccionar acrol?ína con metilmercaptano en el medio en una primera zona de reacción que comprende la zona de contacto gas/líquido para producir un producto de reacción líquida que contiene.3-(metiltio)propanal , el medio de reacción líquido que sale de la zona de contacto de gas/líquido contiene entr? aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso de acrol.eína: y hacer pasar el producto d? reacción desde la primera zona de reacción a través de una zona de reacción para convertir la acroleína residual y el metilmercaptano a 3- (metil io) propanal ,
2. El proceso, de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el contenido de acroleína del medio de reacción que sale de la zona de contacto gas/líquido está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0% por peso.
3. El proceso, de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque la segunda zona de reacción comprende un reactor de tapón de flujo.
4, El proceso, de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque el metilmercaptano se introduce en el medio de reacción en una proporción, la cual es sustancialmente estequiométricamente equivalente a la acroleína introducida dentro del medio y la acroleína se hace reaccionar con metilmercaptano en el medio sin formación sustancial del intermediario semi (metiltio)acetal de 3-(m?tiltio)propanal para producir un producto de reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal , la primera zona de reacción comprende la zona de contacto gas/líquido, el producto de reacción que sale de la zona de contacto gas/líquido contiene entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso de acroleína.
5. El proceso, de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado porque el contenido de acrol?ína del medio d? reacción que sale de la zona de contacto gas/líquido está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0% por peso.
6. El proceso, de conformidad con la reivindicación 4, caracterizado porque la segunda zona de reacción comprende un reactor de tapón de flujo.
7. Un proceso para la preparación continua de 3-(metiltio)propanal ) , caracterizado porque comprende: poner en contacto un medio de reacción líquido con una corriente de alimentación de acroleína gaseosa en una zona d? contacto gas/líquido a través de la cual, la corriente de alimentación y el medio de reacción ST hacen pasar a contracorriente, el medio de reacción que contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acroleína, la corriente de alimentación de acroleína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable, por lo que la acroleína se transfiere a partir de la corriente de alimentación al medio de reacción; introducir una corriente de alimentación de metilmßrcaptano principal en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente a una velocidad, la cual proporciona un suministro de metilmercaptano que es menor que el equivalente estequiomótricamente a la velocidad de introducción de acrol?ína en la zona de contacto; hacer reaccionar acrol?ína con metilmercaptano en una primera zona de reacción en la cual la acroleína está en exceso estequiométrico con respecto al metilmercaptano, con lo cual produce un producto de reacción intermediario; introducir una corriente de alimentación d? metilmercaptano secundaria en el producto de reacción intermediario fuera de la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente ; hacer pasar el producto de reacción intermediario dentro de una segunda zona de reacción donde el metilmercaptano introducido en la corriente de alimentación secundaria reacciona para convertir la acroleína residual en el producto de reacción intermediario para 3-(metiltio)propanal ; dividir el medio de reacción que sale de la segunda zona de reacción dentro d? la fracción de producto y una fracción de circulación; y recircular la fracción de circulación a la zona de contacto gas/líquido a contracorriente.
8. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque la segunda zona de reacción comprende un reactor de tapón de flujo.
9. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque la primera zona de reacción comprende la porción de la zona de contacto gas/líquido a contracorriente que está corriente abajo del punto de introducción d? metilmercaptano con respecto al flujo de tal medio.
10, El proceso, d? conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque la acrol?ína ST introduce en la zona de contacto gas/líquido a un punto corriente arriba o corriente abajo d?l punto d? introducción de metilmercaptano con respecto a la dirección de flujo de tal medio.
11. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque el contenido de metilmercaptano disponible de la fracción d? circulación es menor que aproximadamente 1% por peso en el punto en que ST introduce en la zona de contacto gas/líquido a contracorriente.
12. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque el contenido de acrol?ína del medio de reacción que sal? d? la zona de contacto gas/líquido a contracorriente está entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5%.
13. El proceso, de conformidad con la reivindicación 12, caracterizado porque el contenido de acroleína del medio de reacción que sale d? la zona de contacto gas/líquido a contracorriente está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0%.
14. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque el suministro d? mercaptano total que se proporciona en las corrientes de alimentación primaria y secundaria es sustancialmente equivalente estequiomótricamente al contenido de acroleína en la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa, y entre aproximadamente 20% y aproximadamente 95% de suministro total de metilmercaptano proporcionado en la corriente principal de alimentación de mercaptano.
. 15. El proceso, de conformidad con la reivindicación 7, caracterizado porque el suministro d? mercaptano total que se proporciona en las corrientes de alimentación primaria y secundaria es sustancialmente equivalente estequiométricamente al contenido de acrol?ína en la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa, y entre aproximadamente 20% y aproximadamente 80% de suministro total de m?tilmercaptano proporcionado en la corriente principal de alimentación d? mercaptano.
16. Un proceso para la preparación continua de 3- (metiltio)propanal ) , caracterizado porque comprende: poner en contacto un medio d? reacción líquido con una corriente de alimentación de acroleína gaseosa en una zona de contacto gas/líquido a través de la cual, la corriente de alimentación y el medio .de reacción se hacen pasar a contracorriente, el medio de reacción que contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína, la corriente de alimentación d? acroleína gaseosa comprende vapor de acroleína y gas no condensable, por lo que la acroleína se transfiere a partir d? la corriente de alimentación al medio d? reacción; introducir una corriente de alimentación d? metilmercaptano principal en la zona de contacto de gas/líquido a contracorriente a una velocidad, la cual proporciona un suministro de metilmercaptano que es menor que el equivalente estequiométricamente a la velocidad d? introducción de acrol?ína en la zona de- contacto; hacer reaccionar acroleína con metilmercaptano en una primera zona de reacción en la cual la acroleína está en exceso estequiométrico con respecto al m?tilmercaptano; dividir el medio de reacción que sale de la primera zona de reacción en una fracción de producto intermediario y una fracción de circulación; recircular la fracción de circulación a la zona de contacto gas/líquido a contracorriente; introducir una corriente de alimentación de metilmercaptano secundaria en la fracción de producto intermediario; y hacer pasar la fracción d? producto intermediario dentro de una segunda zona de reacción donde el metilmercaptano reacciona para convertir la acrol?ína residual en la fracción de intermediario a 3- (metiltio)propanal .
17. El proceso, de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque la segunda zona de reacción comprende un reactor de tapón de flujo.
18, El proceso, de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque la primera zona de reacción comprende la porción de la zona de contacto gas/líquido a contracorriente que está corriente abajo del punto de introducción d? metilmercaptano con respecto al flujo de tal medio.
19. El proceso, de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque la acrol?ína se introduce en la zona de contacto gas/líquido a un punto corriente arriba o corriente abajo del punto d? introducción de metilmercaptano con respecto a la dirección de flujo de tal medio.
20, El proceso, de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el contenido de metilmercaptano disponible de la fracción de circulación es menor que aproximadam?nt? 1% por peso en el punto en que se introduce en la zona de contacto gas/líquido a contracorriente.
21. El proceso, de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el contenido de acrol?ína del medio de reacción que sale de la zona de contacto' gas/líquido a contracorriente está entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5%.
22. El proceso, d? conformidad con la reivindicación 21, caracterizado porque el contenido de acrol?ína d?l medio de reacción que sale de la zona d? contacto' gas/líquido a contracorriente está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0%.
. 23. El proceso, de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el suministro de mercaptano total que se proporciona en las corrientes de alimentación primaria y secundaria es sustancialmente equivalente estequiométricamente al contenido de acrol?ína en la corriente de alimentación de acroleína gaseosa, y entre aproximadamente 20% y aproximadamente 95% de suministro total de m?tilmercaptano proporcionado en la corriente principal d? alimentación de mercaptano
24. El proceso d? conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque el suministro de mercaptano total que se proporciona en las corrientes de alimentación primaria y secundaria TS sustancialmßnte equivalente estequiométricap-ente al contenido de acrol?ína en la corriente de alimentación d? acroleína gaseosa, y entre aproximadamente 20% y aproximadamente 80% de suministro total de metilmercaptano proporci nado en la corriente principal de alimentación de mercaptano.
25. Un proceso para la preparación continua de 3-( etiltio ) propanal ) , caracterizado porque comprende: poner en contacto un medio d? reacción líquido con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa en una zona d? contacto gas/líquido a través d? la cual, la corriente de alimentación y el medio d? reacción se hacen pasar a contracorriente, el medio de reacción que contiene 3-(metiltio)propanal y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrol?ína, la corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa comprende vapor de acrol?ína y gas no condensable, por lo que la acrol?ína se transfiere a partir de la corriente de alimentación al medio de reacción, el medio líquido que sale de la zona de contacto de gas/líquido contiene entre aproximadamente 0.8% y aproximadamente 5% por peso de acroleína; introducir metilmercaptano en el medio de reacción; Y hacer reaccionar acroleína con m?tilmercaptano en ?l medio para producir un producto de reacción líquido que contiene 3-(metiltio)propanal ,
26. El proceso, de conformidad con la reivindicación 25, caracterizado porque ?l contenido de acroleína del medio de reacción que sale de la zona d? contacto, gas/líquido está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0% por peso,
27. El proceso, de conformidad con la reivindicación 25, caracterizado porque la acroleína se hace reaccionar con metilmßrcaptano en el medio dentro de una zona de contacto gas/líquido; el gas no condensable se separa del producto de reacción líquido; el producto de reacción se divide en una fracción de producto y una fracción de circulacióa; y la fracción de circulación es recirculada a la zona de contacto de gas/líquido.
28. El proceso, de conformidad con la reivindicación 27, caracterizado porque el contenido de acrol?ína del medio de reacción que sale de la zona de contacto gas/líquido está entre aproximadamente 1.0% y aproximadamente 3.0% por peso, RESIJMRN nR T.A TNV?NpTON Un proceso para la preparación continua d? 3-(m?tiltio)propanal . Un medio de reacción líquido ST pone en contacto con una corriente de alimentación de acrol?ína gaseosa .?n una zona de contacto de gas/líquido. El medio de reacción contiene 3-(metiltio)propanal .y un catalizador para la reacción entre metilmercaptano y acrbleína. La corriente de alimentación d? acrol?ína gaseosa comprende vapor d? acrol?ína y gas no condensable. La acrol?ína ST transfiere desde la corriente d? alimentación de acrol?ína al medio de reacción-. El metilmercaptano se introduce en ?l medio d? reacción y ST hace reaccionar con acrol?ína en ese medio para producir un producto de reacción d? líquido que contiene 3-(metiltio)propanal . El gas no condensable se separa desde el producto d? reacción líquido. El producto d? reacción se divide en una fracción d? producto y una fracción de circulación, y la fracción de circulación ST recicla a la zona de contacto d? gas/líquido.
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| US08667099 | 1996-06-20 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
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| MX9709819A MX9709819A (es) | 1998-03-31 |
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