ES2203138T3

ES2203138T3 - Procedimiento para la obtencion continua de 1,3-dioxolan-2-onas.

Info

Publication number: ES2203138T3
Application number: ES99923434T
Authority: ES
Inventors: Stefan Birnbach; Toni Dockner; Jurgen Mohr; Regina Benfer; Walter Bieg; Jarren Peters; Bernd Ruge; Werner Weinle; Peter Zehner
Original assignee: BASF SE
Current assignee: BASF SE
Priority date: 1998-04-30
Filing date: 1999-04-22
Publication date: 2004-04-01
Anticipated expiration: 2019-04-22
Also published as: EP1076654B1; KR20010043010A; DE19819586A1; CA2326888C; CN1119341C; CN1298401A; ID26310A; KR100609674B1; US6265592B1; WO1999057108A3; CA2326888A1; JP2002513787A; DE59906105D1; EP1076654A2; WO1999057108A2

Abstract

Procedimiento para la obtención continua de 1, 3- dioxolan-3-onas de la fórmula general I, en la que R1 representa hidrógeno o un resto orgánico con hasta 40 átomos de carbono, y R2 y R3 significan respectivamente hidrógeno o un grupo alquilo con 1 a 4 átomos de carbono, pudiendo estar unidos R2 y R3 también entre sí para dar un anillo de cinco o seis eslabones, mediante reacción de un oxirano de la fórmula general II, con dióxido de carbono en fase líquida en presencia de un catalizador, caracterizado porque se lleva a cabo la reacción en un reactor de dos partes, en el que se lleva a cabo en la primera parte la reacción bajo remezclado hasta una conversión de oxirano II de al menos un 80 %, en especial al menos un 90 %, y se completa en la segunda parte la reacción bajo condiciones no de remezclado en el reactor total, en contracorriente respecto a oxirano II.

Description

Procedimiento para la obtención continua de 1,3-dioxolan-2-onas.

La presente invención se refiere a un procedimiento mejorado para la obtención continua de 1,3-dioxolan-2-onas, como carbonato de etileno o carbonato de propileno a partir de los correspondientes oxiranos y dióxido de carbono en fase líquida en presencia de un catalizador.

En la cita bibliográfica Ind. Eng. Chem. 50 (1958), páginas 767 a 770, se describe un procedimiento para la obtención de carbonato de etileno, en el que la reacción de óxido de etileno con el dióxido de carbono se efectúa en un reactor tubular, en cuya cabeza se alimenta óxido de etileno y disolución de catalizador a una temperatura de 155ºC, y en cuya base se añade el dióxido de carbono a una temperatura de 195ºC, y se esclusa el carbonato de etileno generado. En una caldera separada, conectada aguas abajo, se lleva a cabo una reacción subsiguiente. En el reactor domina una presión de 1500 psig (103 bar). Se puede accionar continuamente. Se ofrece el dióxido de carbono en exceso. En el gradiente de temperatura de 40ºC, presente en el reactor, no se puede hablar de condiciones de remezclado. En el reactor adicional se alcanza una conversión apenas por debajo de un 99%, formándose, sin embargo, una serie de productos secundarios; por consiguiente, el rendimiento en carbonato de etileno se sitúa en aproximadamente un 93%.

La tarea de la presente invención era desarrollar un procedimiento mejorado que permitiera una conversión especialmente elevada de oxirano, en especial de al menos un 99,9%, con selectividad elevada y rendimiento espacio-tiempo elevado simultáneamente. También el producto debe presentar una pureza tan elevada que se presenten productos secundarios sólo en el intervalo de ppm. La alta conversión deseada se consigue sobre todo empleándose, en el sentido de la presente invención, un reactor de dos partes con régimen de contracorriente entre oxirano y dióxido de carbono.

Correspondientemente se encontró un procedimiento para la obtención continua de 1,3-dioxolan-3-onas de la fórmula general I

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en la que R^{1} representa hidrógeno o un resto orgánico con hasta 40 átomos de carbono, y R^{2} y R^{3} significan respectivamente hidrógeno o un grupo alquilo con 1 a 4 átomos de carbono, pudiendo estar unidos R^{2} y R^{3} también entre sí para dar un anillo de cinco o seis eslabones, mediante reacción de un oxirano de la fórmula general II

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con dióxido de carbono en fase líquida en presencia de un catalizador, que está caracterizado porque se lleva a cabo la reacción en un reactor de dos partes, en el que se lleva a cabo en la primera parte la reacción bajo remezclado hasta una conversión de oxirano II de al menos un 80%, en especial al menos un 90%, y se completa en la segunda parte la reacción bajo condiciones no de remezclado en el reactor total, en contracorriente respecto a oxirano II.

Ambas partes del reactor pueden estar constituidas respectivamente por una etapa o por varias etapas conectadas en serie o en paralelo. Desde el punto de vista técnico de construcción, el reactor total puede estar constituido por una o varias instalaciones. En este caso se alimenta convenientemente el oxirano fresco II, así como el catalizador fresco, a la primera parte del reactor, y el dióxido de carbono fresco a la segunda parte del reactor.

Para el éxito del procedimiento es de importancia procurar un remezclado suficiente dentro de la primera parte del reactor. Mediante la construcción especial de la primera parte del reactor se fomenta, o sobre todo se posibilita el remezclado, a modo de ejemplo mediante la selección de una columna de burbujas con circulación en bucles. Además se pueden emplear ventajosamente remezclados externos, por ejemplo mediante bombeo de retorno de una parte de corriente de producto, que abandona la primera o la segunda parte del reactor, en la primera parte del reactor.

La reacción en la primera parte del reactor se lleva a cabo convenientemente en condiciones isotérmicas bajo descarga del calor de reacción. Ya que la reacción de oxiranos II para dar las 1,3-dioxolan-2-onas I es fuertemente exotérmica en la mayor parte de los casos, es necesaria una descarga de calor efectiva. Por regla general, el calor de reacción se descarga a través de un intercambiador de calor interno o externo con un caudal volumétrico de 30 a 500 veces el paso a través del reactor de reacción. Por regla general, las oscilaciones de temperatura en la primera parte del reactor se sitúan en un máximo de \pm 5ºC, en especial en un máximo de \pm 3ºC.

La presión con la que se acciona el reactor se sitúa normalmente en 2 a 50 bar, en especial en 5 a 40 bar, sobre todo en 10 a 30 bar, en ambas partes del reactor. A través de estas presiones relativamente reducidas se da una forma sencilla al procedimiento según la invención debido al gasto en instalaciones.

Otro factor esencial para el éxito económico del procedimiento según la invención es el cumplimiento de un determinado intervalo de temperatura en ambas partes del reactor. La temperatura no se debía situar por encima de 150ºC en ningún punto del reactor. Los intervalos de temperatura preferentes son 70 a 150ºC, en especial 90 a 145ºC, sobre todo 100 a 140ºC. En la segunda parte del reactor, la temperatura se puede situar hasta en 40ºC, en especial hasta en 25ºC, sobre todo hasta en 10ºC por encima de la temperatura que domina en la primera parte del reactor.

A través de una conversión elevada, de al menos un 80%, preferentemente al menos un 90%, en especial al menos un 95%, sobre todo de al menos un 98%, en la primera parte del reactor, y el buen remezclado en esta parte del reactor, se puede garantizar generalmente que en ningún punto del reactor se presenten concentraciones de oxirano por encima de un 20% en peso, preferentemente por encima de un 10% en peso, en especial por encima de un 5% en peso, sobre todo por encima de un 2% en peso. Esto tiene tanto relevancia técnica de seguridad (óxido de etileno!), como también influencia esencial sobre la selectividad. De este modo se encontró que, en concentración de oxirano elevada, se forman productos secundarios de manera acrecentada.

Debido a un elevado aumento de temperatura adiabático, la primera parte del reactor trabaja preferentemente en condiciones isotérmicas. Según tipo de construcción del reactor, se puede descargar el calor de reacción a través de un intercambiador de calor interno o externo. El buen remezclado en el reactor impide la aparición de máximos de temperatura indeseados. Además, para favorecer la reacción es ventajoso dispersar finamente en cada parte del reactor el dióxido de carbono gaseoso alimentado en contracorriente respecto al oxirano II, para obtener superficies de intercambio de substancia elevadas. El dióxido de carbono se presenta normalmente saturado en la fase líquida. De este modo se asegura la puesta a disposición de suficiente dióxido de carbono en el reactor total. En el sentido de la presente invención, en el caso de régimen en contracorriente es especialmente ventajoso que no se arrastre por vapor oxirano no transformado de la segunda parte del reactor a la primera parte del reactor, en la que se efectúa la conversión principal. Esta técnica reduce la concentración de salida en oxirano en el carbonato de alquileno generado, y favorece con ello una alta conversión.

Desde el punto de vista técnico de construcción, la parte superior del reactor constituye generalmente la primera parte del reactor, remezclada. Preferentemente se consigue el mezclado en esta parte del reactor a través de un chorro de líquido. Para favorecer el mezclado y gasificado pueden estar instalados elementos de inserción en el reactor, como por ejemplo un tubo conductor o un tubo de intercambio de impulsos. La dispersión de la fase gaseosa en la primera parte del reactor se puede efectuar a través del chorro de líquido o una alimentación de gas finamente distribuida en el fondo. El catalizador y el oxirano fresco se pueden alimentar a esta parte del reactor en cualquier punto. Es preferente una introducción de oxirano en el chorro de líquido, de modo que se presente distribuido uniformemente en el líquido.

El catalizador llega con la descarga de líquido de la primera etapa a la segunda parte del reactor. La descarga de líquido a partir de la primera parte se puede efectuar en cualquier punto, pero preferentemente en el fondo. En la cabeza del reactor se pueden extraer de la mezcla de reacción productos inertes (gases nobles, nitrógeno) y dióxido de carbono no transformado. Se puede alimentar una corriente parcial de gas de escape junto con el gas fresco de nuevo a la segunda parte del reactor.

La segunda parte del reactor puede estar realizada como instalación de contacto de gas y líquido de varias etapas, accionada en contracorriente (refrigerada o accionada por vía adiabática). Es preferente la realización como cascada de columnas de burbujas, pero también son posibles otras formas de construcción, por ejemplo una cascada de calderas de agitación. La división de esta parte del reactor en varias etapas se puede efectuar mediante elementos de inserción, como chapas perforadas, platos de burbujas o elementos mezcladores especiales, o mediante empleo de varias instalaciones. En este caso se dispersará el gas del modo más conveniente posible en cada etapa, para lo cual son apropiados correspondientes distribuidores de gas estáticos o dinámicos, como platos perforados, toberas o elementos de agitación. Del mismo modo es posible un lecho fijo con característica de reactor tubular, constituido por cuerpos de relleno, o bien elementos de inserción empaquetados, eventualmente ya con catalizador absorbido. En este caso, el dióxido de carbono es fase estacionaria, y la disolución de reacción forma una película sobre los elementos de inserción, mediante lo cual se crea igualmente una gran superficie de intercambio de substancia. También es concebible añadir el gas fresco distribuido a través de las etapas aisladas de la segunda parte del reactor. No obstante, es preferente la alimentación completa en la última etapa. Para obtener un control de circulación como se explica anteriormente puede ser necesario accionar ambas partes del reactor y las etapas aisladas con diferentes niveles de presión (dentro del intervalo predeterminado para el reactor de reacción total). En este caso, el nivel de presión máximo está preferentemente en la última etapa.

Se descarga continuamente de la última etapa del reactor la mezcla de reacción con el producto de procedimiento generado I.

Como catalizadores para el procedimiento según la invención entran en consideración prácticamente todos los catalizadores conocidos para tales reacciones por la literatura, por ejemplo por la US-A 2 773 070, la US-A 2 773 881, Chem. Lett. (1979), página 1261, Chem. Lett. (1977), página 517, la DE-A 35 29 263, la DE-B 11 69 459, la EP-A 069 494 o la EP-B 543 249. No obstante, de modo especialmente ventajoso se emplea como catalizadores sales de onio o sales metálicas, o mezclas de las mismas.

En principio son apropiadas como sales onio todos los compuestos de este tipo, entre ellos especialmente sales de amonio, fosfonio y sulfonio de las fórmulas generales IIIa a IIIc

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en las que los substituyentes R significan restos hidrocarburo iguales o diferentes, respectivamente con 1 a 20 átomos de carbono, no siendo la suma de átomos de carbono en los restos R mayor que 24 en cada caso, y en la que X significa sobre todo halógeno, preferentemente bromo o yodo.

Debido a la aptitud general de las sales onio, su selección se ajusta principalmente a su disponibilidad y a su precio. Por lo tanto, se trabajará sobre todo con las sales amónicas IIIa, debiéndose citar en primer lugar el bromuro de tetraetilaminio, comercial y fácil de obtener. Además se debe poner de relieve aquellos compuestos IIIa en los que tres de los restos R significan grupos alquilo inferiores, como el grupo metilo o etilo, y el cuarto el resto bencilo o un resto alquilo no ramificado con 6 a 18 átomos de carbono.

Entre las sales de fosfonio IIIb, las más accesibles son aquellas que se derivan de trifenilfosfina y cuyo cuarto substituyente se introdujo mediante cuaternizado con un bromuro de alquilo con 1 a 6 átomos de carbono en la molécula.

Como sal de sulfonio IIIc apropiada cítese, a modo de ejemplo, el yoduro de trimetilsulfonio, fácilmente obtenible. No obstante, en general son más apropiadas las sales de amonio y fosfonio que las sales de sulfonio.

Generalmente, los restos hidrocarburo R en los compuestos IIIa a IIIc pueden significar grupos alquilo con 1 a 20 átomos de carbono no ramificados, o preferentemente ramificados, grupos aralquilo, como los grupos bencilo, el grupo ciclohexilo, y grupos aromáticos, como el grupo fenilo o p-tolilo. Además, los restos alquilo R pueden estar también unidos entre sí, por ejemplo bajo formación de un anillo de piperidina. Como aniones entran en consideración, aparte de halógeno, a modo de ejemplo sulfato y nitrato.

A menudo, y precisamente en especial en el caso de bromuros onio, no es necesario partir de las propias sales IIIa a IIIc, sino que es suficiente emplear sus productos previos base y reactivo de cuaternizado, a partir de los cuales se forman los productos de cuaternizado eficaces IIIa a IIIc espontáneamente.

Como sales metálicas entran en consideración sales de metales alcalinos, metales alcalinotérreos y metales de transición, en especial de metales de transición divalentes, a modo de ejemplo sales de sodio, potasio, magnesio, calcio, aluminio, manganeso (II), hierro (II), níquel (II), cobre (II), cinc, cadmio o plomo (II). Como aniones para tales sales son apropiados sulfato, nitrato, fosfato, carbonato, acetato, formiato, así como, sobre todo, halogenuros, como cloruro, bromuro y yoduro. Se consigue resultados especialmente buenos con sales de cinc, como sulfato de cinc, nitrato de cinc, fosfato de cinc, carbonato de cinc, acetato de cinc, formiato de cinc, cloruro de cinc, bromuro de cinc o yoduro de cinc. Naturalmente, también se puede emplear mezclas de tales sales metálicas, lo mismo es válido también para las sales onio citadas anteriormente. También son posibles, y en algunos casos muestran incluso ventajas sorprendentes, mezclas de sales onio con sales metálicas.

La cantidad de sales onio y/o de sales metálicas empleadas como catalizadores es arbitraria en principio, ya que, según parece, ésta tiene únicamente una influencia sobre la velocidad de reacción, cuyo orden de magnitud se ajusta por su parte al tipo de oxirano II empleado. Para los tiempos de reacción satisfactorios técnicamente, de unas 0,5 a 5 h, se requiere generalmente un 0,01 a un 3% en peso, referido al oxirano II empleado.

En una forma de realización preferente se emplea como catalizadores bromuros metálicos alcalinos, yoduros metálicos alcalinos, bromuros de tetraalquilamonio, yoduros de tetraalquilamonio, halogenuros de metales divalentes, o mezclas de los mismos.

En una forma de realización muy especialmente preferente se emplea como catalizadores una mezcla de sales onio, en especial sales de amonio, fosfonio y/o sulfonio de la fórmula general IIIa a IIIc, y sales de cinc, en especial las citadas anteriormente de manera explícita. Las cantidades eficaces de sales de cinc se sitúan en este caso entre 0,1 y 1,0 mol, preferentemente entre 0,3 y 0,7 mol, por mol de sal onio, según la reactividad del oxirano empleado, la actividad de la sal onio y las demás condiciones de reacción. En el caso de empleo de bromuro de cinc, estas cantidades ascienden en general a 0,2 hasta 0,8 mol, preferentemente 0,3 a 0,5 mol, por mol de sal onio.

El procedimiento según la invención se puede llevar a cabo sin disolvente, pero se puede emplear concomitantemente un disolvente inerte, como dioxano, tolueno o acetona, normalmente en cantidades de aproximadamente un 10 a un 100% en peso, referido al oxirano II empleado. Si el producto de procedimiento I es líquido bajo las condiciones de reacción, se emplea convenientemente éste como disolvente. En algunos casos se ha mostrado conveniente disolver el catalizador en el producto de procedimiento y añadir con dosificación esta disolución, no estando presentes prácticamente otros disolventes en el reactor de reacción. En este caso, la concentración de catalizador en el producto de procedimiento I asciende habitualmente a un 0,5 hasta un 20% en peso, en especial un 1 a un 15% en peso, la proporción molar de cantidad de educto II añadida en la misma unidad de tiempo respecto al producto de procedimiento I añadido con el catalizador se sitúa por regla general en 100:1 a 1:1, en especial 50:1 a 2:1.

En el procedimiento según la invención se emplea los caudales de educto en oxirano II y dióxido de carbono preferentemente en proporción molar de 1:1 a 1:1,05, en especial 1:1 a 1:1,02. Un posible ligero exceso de dióxido de carbono está provocado por las pérdidas de dióxido de carbono en la descarga de presión.

Normalmente, con el procedimiento según la invención se consigue conversiones en II prácticamente cuantitativas, por regla general al menos un 99%, en especial al menos un 99,5%, sobre todo al menos un 99,9%, según lo cual la mezcla de reacción se elabora en principio como es habitual. En la mayor parte de los casos, los residuos que contienen catalizador producidos en este caso se pueden emplear varias veces para otras cargas de reacción, hasta que una sal metálica se haya desactivado por hidrólisis a consecuencia de las trazas de agua, que nunca se pueden excluir por completo.

Para obtener un producto altamente puro, en el caso de combinación apropiada de condiciones de reacción y tipo y concentración de catalizador, por regla general es necesaria sólo una separación de catalizador y de oxirano no transformado. También son recomendables la combustión y la recirculación del catalizador, desde puntos de vista económicos. La elaboración del producto se puede efectuar de diversos modos. En general es necesario eliminar en primer lugar el dióxido de carbono disuelto mediante descompresión. Tanto para la separación de catalizador, como también para la eliminación de oxirano, se pueden emplear los habituales métodos técnicos de procedimiento, como destilación, extracción o arrastre por vapor.

Según las observaciones precedentes, el buen resultado del procedimiento según la invención no es dependiente del tipo de oxirano (epóxido) II empleado, sino que el resto R^{1}, como se sobrentiende evidentemente, no contiene substituyentes ácidos, que darían lugar a reacciones secundarias bajo apertura del anillo de oxirano.

Como restos R^{1} cítense, además de hidrógeno:

-: restos alifáticos saturados e insaturados, ramificados y no ramificados, con hasta 40 átomos de carbono, en especial hasta 18 átomos de carbono,

-: grupos cicloalifáticos iso- o heterocíclicos, preferentemente con 5 a 7 eslabones de anillo,

-: grupos aromáticos iso- o heterocíclicos, y

-: restos mixtos con agrupaciones del tipo citado anteriormente, a modo de ejemplo restos aralifáticos, como el grupo bencilo.

Los grupos pueden portar substituyentes, como halógeno, grupos nitro, grupos amino libres o substituidos, grupos hidroxilo, grupos formilo o grupos ciano, o contener agrupaciones éster, cetona o éster.

En el caso de los restos R^{2} y R^{3} se trata generalmente de hidrógeno o el grupo metilo, así como de aquellos restos que están unidos entre sí para dar un anillo de cinco o seis eslabones, de los cuales es un ejemplo óxido de ciclohexeno como compuesto II. Si II contiene dos anillos de oxirano con una agrupación (CH_{2}-) respectivamente, de este modo están contenidos los correspondientes bis-dioxolanos I. Los anillos de oxirano que están substituidos en ambos átomos de carbono, son atacados por regla general más lentamente que aquellos que están substituidos sólo en uno de los átomos de carbono.

En una forma de realización preferente, con el procedimiento según la invención se obtiene 1,3-dioxolan-2-onas de la fórmula general I, en la que el resto R^{1} representa hidrógeno o un grupo alquilo con 1 a 18 átomos de carbono, en especial un grupo alquilo con 1 a 4 átomos de carbono. El procedimiento según la invención es apropiado en medida muy especial para la obtención de carbonato de etileno o carbonato de propileno, pero además también para la obtención de los correspondientes carbonatos a partir de óxido de isobutileno, óxido de estireno o epiclorhidrina.

Los productos de procedimiento I son valiosos productos intermedios para síntesis orgánicas. Además, carbonato de etileno y propileno encuentran empleo como disolventes en gran volumen, sobre todo en la industria de fibras sintéticas.

Ejemplo 1 Obtención de carbonato de propileno

El reactor empleado presentaba una primera parte de reactor (superior) (columna de burbujas con circulación en bucles) con un caudal de corriente externo con intercambiador de calor externo, a través del cual se mantuvo la temperatura de reacción en 120ºC \pm 2ºC, y una segunda parte de reactor (superior), constituida por una cascada de columnas de burbujas en contracorriente de cinco etapas, que trabajaba a temperaturas de 122ºC (en la etapa superior) a 130ºC (en la etapa inferior). En todas las partes se accionó el reactor con una presión de 16 bar.

En la parte superior del reactor se alimentaron continuamente 2,00 kg/h de óxido de propileno, así como 0,456 kg/h de una disolución de un 12% en peso de una mezcla de bromuro de cinc/bromuro de tetraetilamonio en proporción ponderal 1 a 2 como catalizador, disuelta en carbonato de propileno. En el fondo de la etapa inferior de la cascada de columnas de burbujas se alimentaron continuamente 1,52 kg/h de dióxido de carbono, y se extrajeron simultáneamente 4,00 kg/h de producto de manera continua. El carbonato de propileno extraído en disolución presentaba un contenido en óxido de propileno de sólo aproximadamente 200 ppm, estaban presentes productos secundarios, como acetona y propionaldehído, en una concentración claramente menor que 200 ppm. La conversión, referida a óxido de propileno empleado, ascendía a un 99,9%.

Ejemplo 2 Obtención de carbonato de etileno

Se empleó el mismo reactor y los mismos parámetros de reacción que en el ejemplo 1.

En la etapa superior del reactor se alimentaron continuamente 1,52 kg/h de óxido de etileno, así como 0,27 kg/h de una disolución de un 12% en peso de una mezcla de bromuro de cinc/bromuro de tetraetilamonio en proporción ponderal 1 a 2 como catalizador, disuelta en carbonato de propileno. En el fondo de la etapa inferior de la cascada de columnas de burbujas se alimentaron continuamente 1,52 kg/h de dióxido de carbono, y se extrajeron simultáneamente 3,30 kg/h de producto de manera continua. El carbonato de etileno extraído presentaba un contenido en óxido de etileno de menos de 100 ppm, estaban presentes productos secundarios, como acetaldehído, en una concentración de sólo aproximadamente 10 ppm. La conversión, referida a óxido de etileno empleado, ascendía a un 99,95%.

Claims

1. Procedimiento para la obtención continua de 1,3-dioxolan-3-onas de la fórmula general I

1

en la que R^{1} representa hidrógeno o un resto orgánico con hasta 40 átomos de carbono, y R^{2} y R^{3} significan respectivamente hidrógeno o un grupo alquilo con 1 a 4 átomos de carbono, pudiendo estar unidos R^{2} y R^{3} también entre sí para dar un anillo de cinco o seis eslabones,

mediante reacción de un oxirano de la fórmula general II

2

con dióxido de carbono en fase líquida en presencia de un catalizador, caracterizado porque se lleva a cabo la reacción en un reactor de dos partes, en el que se lleva a cabo en la primera parte la reacción bajo remezclado hasta una conversión de oxirano II de al menos un 80%, en especial al menos un 90%, y se completa en la segunda parte la reacción bajo condiciones no de remezclado en el reactor total, en contracorriente respecto a oxirano II.

2. Procedimiento según la reivindicación 1, caracterizado porque se alimenta el oxirano fresco II, así como el catalizador fresco, a la primera parte del reactor, y el dióxido de carbono fresco a la segunda parte del reactor.

3. Procedimiento según la reivindicación 1 o 2, caracterizado porque se lleva a cabo la reacción en la primera parte del reactor en condiciones isotérmicas bajo descarga del calor de reacción.

4. Procedimiento según la reivindicación 3, caracterizado porque se descarga el calor de reacción a través de un intercambiador de calor interno o externo con un caudal volumétrico de 30 a 500 veces el paso a través del reactor.

5. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 4, caracterizado porque en la segunda parte del reactor se completa la reacción hasta una conversión de oxirano II de al menos un 99%, en especial al menos un 99,5%.

6. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque se acciona el reactor en ambas partes a una presión de 2 a 50 bar, en especial de 5 a 40 bar.

7. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque se acciona el reactor en ambas partes a temperaturas de 70 a 150ºC, en especial de 90 a 145ºC.

8. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque se emplea el oxirano II y el dióxido de carbono en proporción molar de 1:1 a 1:1,05.

9. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 8, caracterizado porque se emplea como catalizadores sales onio o sales metálicas, o mezclas de las mismas.

10. Procedimiento según la reivindicación 9, caracterizado porque se emplea como catalizadores yoduros metálicos alcalinos, bromuros metálicos alcalinos, yoduros de tetraalquilamonio, bromuros de tetraalquilamonio, halogenuros de metales divalentes, o mezclas de los mismos.

11. Procedimiento según las reivindicaciones 1 a 10 para la obtención de 1,3-dioxolan-2-onas I, en las que el resto R^{1} representa hidrógeno o un grupo alquilo con 1 a 18 átomos de carbono.

12. Procedimiento según la reivindicación 11 para la obtención de carbonato de etileno o carbonato de propileno.