ES2252553T3

ES2252553T3 - Procedimiento de preparacion de un oxido de olefina a partir de olefina e hidroperoxido organico.

Info

Publication number: ES2252553T3
Application number: ES02804719T
Authority: ES
Inventors: George J. Quarderer, Jr.; Gary R. Strickler; Joerg Lindner
Original assignee: Dow Global Technologies LLC
Current assignee: Dow Global Technologies LLC
Priority date: 2001-12-05
Filing date: 2002-12-04
Publication date: 2006-05-16
Anticipated expiration: 2022-12-04
Also published as: US20040249176A1; BR0214620A; EP1453818A1; EP1453818B1; US7273941B2; MXPA04005453A; AU2002366573A1; WO2003050100A1; JP2010138187A; JP2005511741A

Abstract

Un procedimiento para preparar un óxido de olefina y un coproducto alcohólico que comprende poner en contacto una olefina y un hidroperóxido orgánico en una fase líquida en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar el óxido de olefina y el alcohol correspondiente; llevándose a cabo el contacto en un sistema reactor diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida; proporcionando además el sistema reactor la adición en etapas de hidroperóxido orgánico tal que una corriente de alimentación de hidroperóxido orgánico primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico están distribuidas entre zonas de reacción, o reactores, o ambos, en el sistema reactor.

Description

Procedimiento de preparación de un óxido de olefina a partir de olefina e hidroperóxido orgánico.

Esta solicitud reivindica el beneficio de la solicitud provisional de EE.UU. con número de serie 60/337.954, presentada el 5 de Diciembre de 2001.

Esta invención se refiere a un procedimiento mejorado para preparar un óxido de olefina, tal como óxido de propileno, a partir de una olefina, tal como propileno, y un hidroperóxido orgánico, tal como, hidroperóxido de etilbenceno. Como coproducto del procedimiento de esta invención se obtiene un alcohol tal como alcohol \alpha-feniletílico.

Los óxidos de olefinas, preferiblemente óxido de propileno, son productos químicos de base valiosos, que se usan para alcoxilar alcoholes para formar polialquilen-poliéter-polioles, tales como polipropilen-poliéter-polioles, que tienen utilidad significativa en la fabricación de poliuretanos y elastómeros sintéticos. Más específicamente, el óxido de propileno se usa también en la fabricación de propilenglicol y dipropilenglicol así como isopropanolamina. El propilenglicol tiene utilidad como anticongelante y líquido de frenos y en la fabricación de poliuretanos y resinas de poliéster. El dipropilenglicol también tiene utilidad en la fabricación de resinas. La isopropanolamina tiene utilidad en las formulaciones de tensioactivos.

Se conocen procedimientos para preparar óxidos de olefinas, tal como óxido de propileno, mediante la reacción en fase líquida de una olefina, tal como propileno, con ciertos hidroperóxidos orgánicos tal como, hidroperóxido de butilo terciario, hidroperóxido de cumeno, o hidroperóxido de etilbenceno, como se describen por ejemplo en las patentes de EE.UU. nº 3.350.422 y 3.351.635. Se enseña que los procedimientos se llevan a cabo en reactores discontinuos que ofrecen un control aceptable de la temperatura de reacción, pero falta una productividad aceptable para comercialización. Más particularmente, la patente de EE.UU. nº 3.350.422 enseña el uso de naftenato de vanadio como un catalizador y adición en etapas del hidroperóxido orgánico al reactor discontinuo. Como desventaja, la selectividad hacia óxido de olefina, particularmente óxido de propileno, conseguida por el procedimiento descrito es baja.

La patente de EE.UU. nº 3.351.635 describe un procedimiento similar que se lleva a cabo en presencia de una cantidad catalítica de un catalizador de molibdeno, wolframio, titanio, niobio, tántalo, renio, selenio, cromo, zirconio, telurio, o uranio. Se describen las adiciones por etapas y en incremento del hidroperóxido orgánico a la reacción. Cuando se usa como oxidante hidroperóxido de etilbenceno, el procedimiento descrito consigue una conversión de hidroperóxido inaceptable y una selectividad hacia óxido de propileno inaceptable, basado en el hidroperóxido convertido. Específicamente, se obtiene una conversión de hidroperóxido de etilbenceno de solamente 79 por ciento y una selectividad hacia óxido de propileno de solamente 72 por ciento.

Se han evaluado y descrito otras diversas realizaciones técnicas de la reacción de una olefina con un hidroperóxido orgánico. En la patente de EE.UU. nº 5.840.933 se emplea un catalizador sólido en una serie de zonas de reacción independientes. La olefina, por ejemplo, propileno, y el oxidante hidroperóxido, por ejemplo, hidroperóxido de etilbenceno, se combinan en una alimentación, y la alimentación combinada se alimenta a cada zona de reacción. El principal atractivo del diseño parece ser la gestión del calor producido por la reacción exotérmica; pero el procedimiento no ofrece un aumento particular de la selectividad hacia óxido de olefina.

En la patente de EE.UU. nº 5.849.937 se describe otro procedimiento para la reacción de una olefina, tal como propileno, y un hidroperóxido orgánico, tal como hidroperóxido de etilbenceno, en un sistema con múltiples reactores usando un catalizador heterogéneo. El diseño proporciona la eliminación del servicio de uno o más reactores en unas serie de reactores interconectados para permitir la regeneración del catalizador desactivado. De nuevo, la alimentación de olefina se combina con la alimentación de hidroperóxido, y la alimentación combinada se alimenta a los reactores seleccionados. El procedimiento no ofrece un aumento particular de la selectividad hacia óxido de olefina, más específicamente, óxido de propileno.

Adicionalmente, la patente de EE.UU. nº 5.410.077 describe la reacción de propileno con hidroperóxido de butilo terciario en presencia de alcohol t-butílico y un catalizador de molibdeno homogéneo en un sistema reactor que comprende un primer segmento isotermo y un segundo segmento adiabático. El segmento adiabático se añade para obtener una conversión adicional del hidroperóxido. Se enseña adicionalmente que el segmento isotermo comprende una pluralidad de al menos cuatro reactores refrigerados internamente interconectados secuencialmente. En este sistema reactor, la alimentación total de hidroperóxido de butilo terciario se parte, para proporcionar una parte de la alimentación total de hidroperóxido de butilo terciario a cada uno de los reactores en el segmento isotermo. Limitando la cantidad de hidroperóxido de butilo terciario alimentado a cada reactor en el segmento isotermo, se controla la reacción exotérmica y la temperatura de reacción permanece esencialmente isoterma. Como con otra técnica anterior, la patente de EE.UU. nº 5.410.077 parece no decir nada con respecto al comportamiento de flujo pistón. Adicionalmente, la patente de EE.UU. nº 5.410.077 no dice nada con respecto a la viabilidad de sustituir el hidroperóxido de butilo terciario con hidroperóxido de etilbenceno.

Se sabe que el hidroperóxido de etilbenceno facilita la epoxidación de olefinas, tal como propileno, a una velocidad más rápida que el hidroperóxido de butilo terciario; sin embargo, el uso de hidroperóxido de etilbenceno plantea problemas especiales. El hidroperóxido de etilbenceno es significativamente menos estable que el hidroperóxido de butilo terciario. Además, mientras que el hidroperóxido de butilo terciario se descompone por esencialmente una ruta para formar alcohol de butilo terciario, el hidroperóxido de etilbenceno se descompone por una variedad de rutas para formar una variedad de productos de descomposición, incluyendo alcohol \alpha-feniletíco (\alpha-metilfenil carbinol), acetofenona, y ácido benzoico, entre otros. Por lo tanto, la selectividad hacia óxido de olefina, basada en los moles de hidroperóxido orgánico convertidos, es típicamente inferior cuando se emplea hidroperóxido de etilbenceno como el oxidante, comparado con el hidroperóxido de butilo terciario.

A la vista de todo lo anterior, sería deseable descubrir un procedimiento mejorado para preparar un óxido de olefina, tal como óxido de propileno, usando preferiblemente hidroperóxido de etilbenceno como el oxidante en lugar de hidroperóxido de butilo terciario. Tal procedimiento se beneficiaría de la mayor velocidad de epoxidación proporcionada por el hidroperóxido de etilbenceno. Tal procedimiento, por tanto, podría funcionar de manera beneficiosa a una temperatura inferior que el procedimiento análogo con hidroperóxido de butilo terciario mientras se consigue también una conversión de hidroperóxido comparable. Más preferiblemente, sería deseable conseguir la mayor velocidad de epoxidación y conversión de hidroperóxido orgánico comparable a una selectividad hacia el óxido de olefina mejorada, basada en los moles de hidroperóxido orgánico convertidos. El control aceptable de la reacción exotérmica es también un resultado deseado, así como una manipulación segura del hidroperóxido orgánico. Un procedimiento con todas las propiedades mencionadas anteriormente proporcionaría un método atractivo y más productivo para preparar óxido de olefina, comparado con los métodos de la técnica anterior.

Esta invención proporciona un procedimiento nuevo y mejorado para preparar un óxido de olefina y un coproducto alcohólico. La invención comprende generalmente poner en contacto una fase líquida que comprende una olefina y un hidroperóxido orgánico en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar el óxido de olefina y el coproducto alcohólico. En las características particulares de esta invención, la puesta en contacto de la olefina y del hidroperóxido orgánico se lleva a cabo en un sistema reactor que proporciona la adición en etapas del hidroperóxido orgánico, caracterizado por que una alimentación de hidroperóxido orgánico primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación de hidroperóxido orgánico (de aquí en adelante denominadas "corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico"), y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico, se distribuyen entre las zonas de reacción, o reactores, o ambos, en el sistema de reacción. Como una característica más del nuevo procedimiento de esta invención, el sistema reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida.

Bajo las nuevas condiciones del procedimiento de esta invención, se preparan un óxido de olefina y un coproducto alcohólico, a partir de una olefina y un hidroperóxido orgánico. En una realización preferida de la invención, se usan propileno e hidroperóxido de etilbenceno para preparar óxido de propileno y el correspondiente coproducto de alcohol \alpha-feniletíco. Usando hidroperóxido de etilbenceno como el oxidante, se consigue una velocidad de reacción mejorada, comparado con el uso del hidroperóxido de butilo terciario como el oxidante. Si se desea, el procedimiento preferido de esta invención puede funcionar a una temperatura inferior a la del procedimiento análogo con hidroperóxido de butilo terciario mientras se consigue aún una conversión de hidroperóxido comparable. Como una ventaja general adicional de esta invención, la adición en etapas del hidroperóxido orgánico proporciona beneficiosamente un control aceptable de la temperatura del procedimiento y una seguridad mejorada del manejo del hidroperóxido. En una realización preferida de la invención, se asocia un medio de refrigeración con cada reactor, permitiendo así que el procedimiento progrese ventajosamente a una temperatura óptima controlada. Como otra ventaja adicional de esta invención, el sistema reactor se puede mantener fácilmente a la presión esencialmente autógena requerida para mantener los reactantes en la fase líquida. Lo más ventajoso, en el procedimiento de esta invención, el diseño del reactor minimiza la retromezcla, es decir, el flujo de elementos del fluido de reacción en direcciones distintas a la dirección hacia adelante de la mezcla de reacción en el volumen. La retromezcla tiene lugar cuando no todos los elementos de la fase líquida tienen el mismo tiempo de permanencia en el reactor, y se ha encontrado que la retromezcla es perjudicial para el rendimiento de óxido de olefina obtenido. Así, es deseable la miminización o eliminación de la retromezcla. Comparado con los procedimientos de la técnica anterior, la nueva combinación de características de funcionamiento descritas anteriormente, proporciona un procedimiento mejorado para producir óxido de olefina, preferiblemente óxido de propileno, a una selectividad significativamente superior, basado en el oxidante hidroperóxido convertido.

La figura 1 ilustra una realización preferida del procedimiento de esta invención, en la que el procedimiento se lleva a cabo en un sistema reactor que comprende un único reactor dividido en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente, diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón. La olefina, preferiblemente propileno, se alimenta a una primera zona de reacción, mientras que el hidroperóxido orgánico, preferiblemente hidroperóxido de etilbenceno, se alimenta a cada zona de reacción.

La figura 2 ilustra una segunda realización preferida del procedimiento de esta invención, en la que el procedimiento se lleva a cabo en un sistema con múltiples reactores que comprende una pluralidad de reactores interconectados secuencialmente. Cada reactor se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón. La olefina, preferiblemente propileno, se alimenta al primer reactor en el sistema reactor, mientras que el hidroperóxido orgánico, preferiblemente hidroperóxido de etilbenceno, se alimenta a cada reactor en el sistema con múltiples reactores.

La nueva invención indicada en ésta, se refiere a un procedimiento para preparar un óxido de olefina y un coproducto alcohólico. La invención, en su aspecto más amplio, comprende poner en contacto una fase líquida que comprende una olefina y un hidroperóxido orgánico en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar el óxido de olefina y el coproducto alcohólico. En esta invención, la puesta en contacto de la olefina y del hidroperóxido orgánico se lleva a cabo en un sistema reactor que proporciona la adición en etapas del hidroperóxido orgánico, caracterizado por que una alimentación de hidroperóxido orgánico primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación de hidroperóxido orgánico (de aquí en adelante denominadas "corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico"), y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico, se distribuyen entre las zonas de reacción, o reactores, o ambos, en el sistema de reacción. Como una característica nueva más del procedimiento de esta invención, el sistema reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida.

En una realización preferida, el nuevo procedimiento de esta invención se refiere a la preparación de óxido de propileno y un coproducto alcohólico. La invención en esta realización preferida comprende poner en contacto una fase líquida que comprende propileno y un hidroperóxido orgánico en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar óxido de propileno y coproducto alcohólico. El nuevo procedimiento comprende una combinación de características que proporciona una selectividad hacia el oxido de propileno superior, basada en el oxidante de hidroperóxido orgánico reaccionado. En particular, el procedimiento comprende poner en contacto propileno e hidroperóxido orgánico en un sistema reactor diseñado para la adición en etapas del hidroperóxido orgánico, caracterizado por que una alimentación de hidroperóxido orgánico primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico, y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico se distribuyen entre las zonas de reacción, o reactores, o ambos en el sistema reactor. Como una característica más del nuevo procedimiento de esta invención, el sistema reactor está diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón, para reducir la retromezcla de la fase líquida. La retromezcla tiene lugar cuando elementos de la mezcla de reacción en fase líquida fluyen en direcciones distintas a la dirección hacia adelante de la mezcla de reacción en el volumen, y en consecuencia, no todos los elementos fluidos experimentan la misma historia según pasan a través del reactor. Se ha encontrado que la retromezcla es perjudicial para el rendimiento de óxido de olefina obtenido. Así, es deseable la miminización o eliminación de la retromezcla.

En una realización más preferida, la invención comprende poner en contacto una fase líquida que comprende propileno e hidroperóxido de etilbenceno en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar óxido de propileno y alcohol \alpha-feniletíco. El nuevo procedimiento de esta invención comprende además una combinación de características que proporciona una selectividad hacia el oxido de propileno superior, basada en el oxidante de hidroperóxido de etilbenceno reaccionado. En particular, el procedimiento comprende poner en contacto propileno e hidroperóxido de etilbenceno en un sistema reactor diseñado para la adición en etapas del hidroperóxido de etilbenceno, caracterizado por que una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno, y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno se distribuyen entre las zonas de reacción, o reactores, o ambos en el sistema reactor. Como una característica más del procedimiento preferido, el sistema reactor comprende uno o más medios para facilitar el comportamiento de flujo pistón.

En otra realización preferida, el sistema reactor empleado en el procedimiento de la invención mencionado anteriormente, comprende un único reactor que se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente. El reactor comprende además uno o más medios para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida, y el reactor se asocia también con un medio de refrigeración. Mediante los medios de operación, la olefina se alimenta a una primera zona de reacción en el sistema con un único reactor. En contraste, la alimentación total de hidroperóxido orgánico se añade al sistema reactor en etapas partiendo la alimentación en una pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico y distribuyendo las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánica en la pluralidad de zonas de reacción en el sistema reactor. En un modo de operación más preferido, se alimenta una alimentación partida de hidroperóxido orgánico partida a cada zona de reacción. En otro modo más preferido, una parte del hidroperóxido orgánico y opcionalmente catalizador se alimenta a la primera zona de reacción, mientras que el balance del hidroperóxido orgánico y opcionalmente catalizador, se alimenta a una zona situada en el punto medio del reactor (más o menos una zona del reactor). Las partes se pueden dividir por igual o por cualquier otra fracción según se desee.

En otra realización preferida, el sistema reactor empleado en el procedimiento de esta invención mencionado anteriormente, es un sistema con múltiples reactores que comprende una pluralidad de reactores interconectados secuencialmente. Cada reactor en este sistema con múltiples reactores se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente. Además, cada reactor se diseña con uno o más medios para facilitar el comportamiento de flujo pistón. En esta realización preferida, cada reactor en el sistema reactor también se asocia con un medio de refrigeración. Por el modo de operación, la olefina se alimenta a un primer reactor de reacción en el sistema con múltiples reactores. En contraste, la alimentación total de hidroperóxido orgánico se añade al sistema reactor en etapas partiendo la alimentación en una pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico y distribuyendo las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico en el sistema reactor. Más específicamente, la pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico se distribuye entre la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente en el sistema con múltiples reactores. En un modo de operación más preferido, cada reactor se alimenta con una de las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido. En otro modo preferido, una parte del hidroperóxido orgánico y opcionalmente catalizador se alimenta al primer reactor, mientras que el balance del hidroperóxido y opcionalmente catalizador se alimenta a un reactor situado en el punto medio del sistema con múltiples reactores (más o menos un reactor). Las partes se pueden partir por igual o por cualquier otra fracción según se desee.

En la realización más preferida del sistema con un único reactor, el reactor se divide en 4 o más zonas de reacción, que se interconectan secuencialmente y se diseñan para facilitar el comportamiento de flujo pistón. En la realización más preferida del sistema con múltiples reactores, la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente comprende 2 o más reactores; diseñado cada uno para facilitar el comportamiento de flujo pistón, más preferiblemente, estando segmentado cada uno en 4 o más zonas de reacción. En otra realización más preferida de esta invención, cada reactor en la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente es un reactor adiabático.

Aunque el procedimiento de esta invención se puede emplear con cualquier hidroperóxido orgánico, en este momento el hidroperóxido orgánico preferido se selecciona entre hidroperóxido de etilbenceno e hidroperóxido de cumeno, o su mezcla.

A continuación se da una descripción detallada de las figuras 1 y 2. Cuando la descripción se refiere al uso de hidroperóxido de etilbenceno, se debe entender que el hidroperóxido de etilbenceno se puede sustituir por cualquier otro hidroperóxido orgánico que se puede utilizar, incluyendo hidroperóxido de cumeno. De la misma manera, cuando la descripción se refiere a propileno, se debe entender que el propileno se puede sustituir por cualquier otra olefina que se puede utilizar. Por lo tanto, la composición de la corriente de producto dependerá de la olefina específica y del hidroperóxido orgánico empleado.

Con referencia a la figura 1, se ilustra un sistema reactor preferido, que comprende un único reactor orientado horizontalmente, isotermo, que se divide en ocho zonas de reacción (131, 132, 133, 134, 135, 136, 137, y 138). Las zonas de reacción se forman por siete particiones dentro del reactor (141, 142, 143, 144, 145, 146, 147), siendo cada partición esencialmente perpendicular en relación al eje horizontal del reactor, y preferiblemente, cada partición consiste en un deflector unido a un extremo a la pared interior del reactor. En la ilustración mostrada, el deflector no alcanza completamente a la pared interior opuesta, sino que llega hasta cerca de la pared interior opuesta, dejando así un espacio vacío entre el extremo del deflector y la pared. El espacio vacío se diseña para proporcionar el flujo del fluido desde una zona de reacción a la siguiente; pero preferiblemente, el espacio no es tan grande como para permitir una retromezcla de fluido sustancial. La presencia de 3 o más deflectores y 4 o más zonas de reacción típicamente proporciona un comportamiento esencialmente de flujo pistón en el reactor. Aunque puede producirse algo de retromezcla dentro de una zona de reacción dada, esencialmente no se produce retromezcla entre zonas de reacción sucesivas. Aunque el número de deflectores y de zonas de reacción dependerá de la escala y del diseño del reactor, generalmente cada reactor comprende menos de 15 zonas de reacción, preferiblemente menos de 12 zonas de reacción. En la realización preferida ilustrada en la figura 1, el reactor está provisto de refrigeradores serpentines internos (conductos horizontales sombreados, ilustrados por 140) que son capaces de mantener isoterma la fase líquida. Un fluido de transferencia térmica o refrigerante líquido entra en los refrigeradores serpentines mediante un conducto de alimentación de fluido de transferencia térmica 100. El fluido de transferencia térmica o refrigerante líquido sale de los refrigeradores serpentines mediante un conducto de salida de fluido de transferencia térmica 105. Una disolución que contiene la alimentación de propileno, catalizador y disolvente entre el reactor mediante un conducto de alimentación 120. Una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno primaria, mostrada como un conducto de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno, 110, se parte en ocho conductos de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno (111, 112, 113, 114, 115, 116, 117, y 118), cada uno de los cuales se distribuye a una de las zonas de reacción o se alimentan a la intersección de dos zonas de reacción contiguas. Opcionalmente, la alimentación de catalizador también se puede partir y alimentarse con el hidroperóxido de etilbenceno. En la figura 1, el fluido de transferencia térmica y la corriente de alimentación de reactantes se muestra que fluyen en la misma dirección; sin embargo, es aceptable una realización alternativa en la que el fluido de transferencia térmica fluye en una dirección contra corriente frente al flujo de la corriente de alimentación de reactantes. Una corriente de producto que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, disolvente, catalizador, propileno sin reaccionar, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, y subproductos, típicamente acetofenona, sale del reactor a través del conducto de producto 125. La corriente de producto efluente en el conducto de producto efluente 125 se transmite a una unidad de separación (no se muestra en la figura) para la recuperación de los productos, concretamente óxido de propileno y alcohol \alpha-feniletíco. La materia prima sin reaccionar, tal como propileno, así como disolvente y catalizador, se puede recuperar del conducto de efluente 125 y reciclar al reactor. En una realización alternativa, el reactor de la figura 1 se repite en una pluralidad de reactores conectados en serie.

Con referencia a la figura 2, se ilustra un sistema con múltiples reactores preferido, que comprende ocho reactores orientados verticalmente interconectados secuencialmente (unidades 22, 32, 42, 52, 62, 72, 82, y 92). Cada reactor es individualmente un reactor isotermo o adiabático, preferiblemente un reactor adiabático. Internamente, cada reactor se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente de la manera descrita en la figura 1. En la figura 2, el control térmico es externo a los reactores, tal que se sitúa un intercambiador de calor entre cada par de reactores contiguos (unidades 24, 34, 44, 54, 64, 74, y 84). Las alimentaciones primarias se proporcionan como conductos de alimentación 10, 15, y 18. El conducto de alimentación primaria 10 es un conducto de suministro de una alimentación inicial que comprende propileno, disolvente (por ejemplo, etilbenceno o cumeno), y catalizador de epoxidación. El conducto de alimentación primario 15, que continua como conducto de alimentación 18, proporciona un conducto de suministro que comprende hidroperóxido de etilbenceno y disolvente. En la figura 2, la alimentación de hidroperóxido de etilbenceno primaria en el conducto de alimentación 18 se parte en ocho alimentaciones partidas de hidroperóxido de etilbenceno como conductos de alimentación partida de hidroperóxido (25, 35, 45, 55, 65, 75, 85, y 95). Opcionalmente, el catalizador de epoxidación, si se desea, se puede añadir a uno cualquiera de los conductos de alimentación partida de hidroperóxido en un punto cercano a la entrada al reactor. En el procedimiento, se combina una alimentación inicial que comprende propileno, disolvente, y catalizador de epoxidación del conducto de alimentación primaria,10, con la alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno procedente del conducto de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, 25, para formar una alimentación reactiva combinada en el conducto de alimentación, 23, que comprende propileno, hidroperóxido de etilbenceno, disolvente, y catalizador de epoxidación, que se alimenta al primer reactor 22. (De manera beneficiosa, las alimentaciones combinadas se deberían mezclar adecuadamente antes de la introducción al reactor.) Se obtiene una primera corriente de producto efluente que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, disolvente, propileno sin reaccionar, catalizador, hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, y cualesquiera subproductos, tales como acetofenona, a partir del primer reactor 22 como primera corriente de producto efluente 20. La primera corriente de producto efluente, 20, se hace pasar a través de un intercambiador de calor, 24, en el que la corriente efluente se enfría con líquido refrigerante en el conducto de líquido refrigerante, 26 (flecha 26), para recuperar una primera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en un conducto de primera corriente de producto efluente, 21, que ha intercambiado calor. La primera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en el conducto de primera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor, 21, se combina con una segunda alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno obtenida del conducto de alimentación partida de hidroperóxido, 35, para formar una segunda corriente de alimentación de reactantes combinada en el conducto de alimentación de reactantes combinada, 33, que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, disolvente, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno y catalizador. La segunda alimentación de reactantes combinada del conducto de segunda alimentación de reactantes combinada, 33, se alimenta al segundo reactor 32 desde el que se obtiene una segunda corriente de producto efluente que comprende disolvente, óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, propileno sin reaccionar, catalizador, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar si hay, como conducto de segundo producto efluente 30. La segunda corriente de producto efluente en el conducto de segundo producto efluente 30 se hace pasar después a través de un segundo intercambiador de calor 34, con conductos de refrigeración 36 para refrigerar el líquido, para dar una segunda corriente efluente que ha intercambiado calor en el conducto de segundo efluente que ha intercambiado calor 31. Después, el segundo efluente que ha intercambiado calor en el conducto de segundo efluente que ha intercambiado calor, 31, se combina con una tercera alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno obtenida del conducto de tercera alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, 45, para formar una tercera alimentación de reactantes combinada, que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, disolvente, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno y catalizador, como conducto de tercera alimentación de reactantes combinada, 43. La tercera alimentación de reactantes combinada del conducto de tercera alimentación de reactantes combinada, 43, se alimenta a la tercera unidad de reactor 42 desde el que se obtiene una tercera corriente efluente del reactor, que comprende también disolvente, óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, propileno sin reaccionar, catalizador, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, como conducto de tercer producto efluente 40. La tercera corriente de producto efluente en el conducto de tercer producto efluente, 40, se pasa después a través de un tercer intercambiador de calor 44, también provisto de conductos de refrigeración 46 para refrigerar el líquido, para dar una tercera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor como conducto de tercer producto efluente que ha intercambiado calor, 41, que se combina con una cuarta alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno procedente de un conducto de cuarta alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, 55, para formar una cuarta alimentación de reactantes en el conducto de cuarta alimentación de reactantes 53. La cuarta alimentación de reactantes que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, propileno sin reaccionar, hidroperóxido de etilbenceno, y catalizador en el conducto de cuarta alimentación de reactantes, 53, se alimenta al cuarto reactor 52, a partir del cual se obtiene una cuarta corriente efluente del reactor que comprende disolvente, óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, propileno sin reaccionar, catalizador, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, como conducto de cuarto producto efluente 50. La cuarta corriente de producto efluente en el conducto de cuarto producto efluente, 50, se hace pasar después a través de un cuarto intercambiador de calor 54, provisto de líquido refrigerante en el conducto de refrigeración, 56, para dar una cuarta corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en el conducto de cuarto producto efluente que ha intercambiado calor 51. Después, la cuarta corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en el conducto de cuarto producto efluente que ha intercambiado calor, 51, se combina con una quinta alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno procedente del conducto de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, 65, y se repite el procedimiento. En la secuencia de repetición, se emplean los reactores 62, 72, 82, y 92 con corrientes de alimentación de reactantes 63, 73, 83 y 93 respectivamente. Cada corriente de alimentación de reactantes comprende una nueva parte de hidroperóxido de etilbenceno obtenido de la quinta, sexta, séptima y octava alimentaciones partidas de hidroperóxido de etilbenceno obtenidas de los conductos de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno 65, 75, 85, y 95, respectivamente. La corriente de reactantes además comprende una corriente de producto efluente de óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, propileno sin reaccionar, catalizador, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, obtenidos respectivamente de los conductos de producto efluente que ha intercambiado calor, 51, 61, 71, y 81. Cada uno de las respectivas corrientes de producto efluente de los reactores 62, 72, y 82 se obtienen como un conducto de producto efluente 60, 70, y 80, respectivamente; y cada producto efluente se hace pasar por los intercambiadores de calor 64, 74, ó 84, respectivamente, para dar corrientes de producto efluente que han intercambiado calor procedentes de los conductos de producto efluente 61, 71, y 81. La corriente de producto efluente final en el conducto de producto efluente, 90, obtenida del reactor 92, se transmite a una pluralidad de unidades de separación (no se muestran en la figura) para la recuperación de productos, particularmente, óxido de propileno y alcohol \alpha-feniletíco. Las materias primas sin reaccionar, tal como propileno, así como etilbenceno y catalizador también se pueden recuperar del conducto de efluente 90 y reciclar a cualquier reactor en el sistema reactor, preferiblemente el primer reactor.

La olefina empleada en el procedimiento de esta invención puede incluir cualquier compuesto insaturado olefínicamente que es capaz de ser epoxidado por hidroperóxido orgánico al correspondiente óxido de olefina (oxirano). Tales compuestos pueden incluir adecuadamente olefinas alifáticas y alicíclicas sustituidas y sin sustituir, incluyendo hidrocarburos olefínicos y ésteres insaturados olefínicamente, alcoholes, cetonas y éteres. Las olefinas preferidas son aquellas que tiene de 2 a 30 átomos de carbono, y preferiblemente, al menos 3 átomos de carbono. Las olefinas ilustrativas incluyen, sin limitación, propileno, n-butileno, isobutileno, los pentenos, los metil-pentenos, hexenos, heptenos, octenos, dodecenos, ciclohexeno, metilciclohexeno, butadieno, estireno, metilestireno, vinil-tolueno, y vinil-ciclohexeno. Las olefinas sustituidas adecuadas para el procedimiento incluyen, sin limitación, alcohol alílico, alcohol metilalílico, ciclohexanol, éter dialílico, metacrilato de metilo, oleato de metilo, metil-vinil-cetona, y cloruro de alilo. Preferiblemente, la olefina es una olefina C_{3-8}, más preferiblemente, propileno.

El hidroperóxido orgánico empleado en el procedimiento de esta invención puede incluir cualquier compuesto orgánico con al menos un grupo funcional hidroperóxido (-OOH) que es capaz de transferir uno de los átomos de oxígeno a una olefina para formar un óxido de olefina. Los hidroperóxidos orgánicos a modo de ejemplo incluyen, sin limitación, hidroperóxido de etilbenceno, hidroperóxido de cumeno, hidroperóxido de ciclohexilo e hidroperóxido de t-butilo. En la técnica se conocen métodos para preparar hidroperóxidos orgánicos; por ejemplo, la preparación de hidroperóxido de etilbenceno a partir de etilbenceno y oxigeno, se encuentra, por ejemplo, en las patentes de EE.UU nº 4.066.706 y 4.262.143, incorporadas a esta como referencia. En el procedimiento de esta invención, el hidroperóxido orgánico se proporciona típicamente en una fase líquida con un disolvente adecuado. Se puede emplear cualquier disolvente que sea térmicamente estable y esencialmente no reactivo bajo las condiciones del procedimiento actual. Los disolventes adecuados incluyen compuestos aromáticos, tal como benceno, xilenos, etilbenceno, cumeno, y naftalenos. Preferiblemente, el disolvente es etilbenceno o cumeno. Para potenciar la cinética de epoxidación, a menudo el hidroperóxido orgánico está concentrado. Generalmente, el hidroperóxido orgánico se proporciona en la disolución en una concentración mayor que 5 por ciento en peso, y preferiblemente, mayor que 20 por ciento en peso. Generalmente, el hidroperóxido orgánico se proporciona en la disolución en una concentración menor que 40 por ciento en peso, y preferiblemente, menor que 35 por ciento en peso.

Generalmente, la olefina se proporciona al reactor como un líquido; por ejemplo, propileno como un líquido comprimido. Se puede emplear cualquier diluyente con la olefina con la condición de que el diluyente sea esencialmente inerte con respecto al procedimiento y al catalizador. Los diluyentes adecuados incluyen alcanos y compuestos aromáticos alquílicos, y otros disolventes orgánicos que no afecten a la cinética de la reacción o al rendimiento. Si se usa un diluyen, entonces la concentración de olefina en el diluyente puede ser cualquier concentración, con la condición del que el procedimiento produce óxido de olefina. Típicamente, la concentración de olefina será mayor que 5 por ciento en moles, preferiblemente, mayor que 20 por ciento en moles, basado en los moles totales de olefina y diluyente. Típicamente, la concentración de olefina será menor que 100 por ciento en moles, basado en los moles totales de olefina y diluyente.

En el procedimiento de esta invención la razón de moles de olefina a moles totales de hidroperóxido orgánico que se alimentan al procedimiento, puede variar ampliamente, con la condición de que el óxido de olefina se produce como un producto. La expresión ``moles totales de hidroperóxido orgánico se refiere a la suma de los moles de hidroperóxido orgánico alimentados al sistema reactor. Generalmente, la razón molar de olefina a hidroperóxido orgánico total es mayor que 2:1, preferiblemente, mayor que 4:1. Generalmente, la razón molar de olefina a hidroperóxido orgánico total es menor que 15:1, preferiblemente menor que 10:1. Aunque la razón molar de olefina a hidroperóxido orgánico total puede variar de más de 2:1 a menos de 15:1, la razón molar de olefina a hidroperóxido orgánico en cada zona de reacción o cada reactor en el sistema reactor puede ser considerablemente superior a 15:1. Como un ejemplo, si la razón molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno total es 5:1, y se conectan en serie cinco reactores partiéndose la alimentación de hidroperóxido de etilbenceno por igual entre los cinco reactores, entonces la razón molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno en cada reactor será 25:1. De esta manera, se proporciona hidroperóxido orgánico a cada zona de reacción o cada reactor, como puede ser el caso, en una concentración relativamente baja, que evita que el hidroperóxido se descomponga prematuramente y facilita el control sobre la reacción exotérmica.

Se puede emplear cualquier catalizador de epoxidación en el procedimiento de esta invención, con la condición de que el catalizador sea capaz de transferir oxígeno desde el hidroperóxido orgánico a una olefina para formar un óxido de olefina. Muchos de tales catalizadores son conocidos por los expertos en la técnica, incluyendo, por ejemplo, catalizadores que contienen molibdeno y catalizadores que contienen titanio, como se describe, por ejemplo, en las patentes de EE.UU. nº 3.350.422, 3.351.635, 4.217.287, 4.262.143, 4.845.251, 5.081.267, 5.107.067, 5.723.637, 5.912.367, y 6.096.910, incorporándose las anteriores patentes a esta como referencia. Los catalizadores que contienen molibdeno adecuados, incluyen sin limitación, sales orgánicas de molibdeno, tal como naftenato, acetato, estearato, butirato, 2-etil-hexanoato, e isooctanoato de molibdeno; sales inorgánicas y óxidos de molibdeno, tal como molibdato de amonio, dimolibdato de amonio, heptamolibdato de amonio, trióxido de molibdeno; cloruros de molibdeno, y oxicloruros de molibdeno así como cualesquiera formas hidratadas de los óxidos y sales mencionados anteriormente. Opcionalmente, cualquiera de los catalizadores que contienen molibdeno mencionados anteriormente, también pueden contener uno o más óxidos y/o hidróxidos de metales alcalinos. Los complejos de organomolibdeno, preferiblemente complejos de molibdeno con alquilenglicoles, también se pueden emplear adecuadamente como el catalizador, combinado opcionalmente con uno o más óxidos y/o hidróxidos de metales alcalinos. Los catalizadores que contienen titanio adecuados incluyen, sin limitación, óxidos de silicio que contienen titanio, titanosilicatos, tal como silicalita de titanio, y diversas realizaciones soportadas de los mismos. También se pueden emplear adecuadamente las combinaciones de óxido de molibdeno y óxido de titanio dispersadas sobre sílice. Más preferiblemente, el catalizador es naftenato de molibdeno, 2-etil-hexanoato de molibdeno o isooctanoato de molibdeno.

El catalizador se puede proporcionar en forma homogénea, es decir, disuelto en la mezcla de reacción de la fase líquida que comprende disolvente y olefina disuelta. Típicamente, se proporciona una disolución que contiene olefina, disolvente, y el catalizador homogéneo, a la primera zona de reacción en el sistema con un único reactor, o al primer reactor en el sistema con múltiples reactores. Opcionalmente, se puede suministrar una disolución que contiene catalizador, a cada zona de reacción en el sistema con un único reactor, o a cada reactor en el sistema con múltiples reactores; o suministrar a más de una, pero no necesariamente a todas las zonas de reacción o reactores en la secuencia, si se desea catalizador adicional. En una realización preferida, por ejemplo, se puede añadir una parte del catalizador a la primera zona de reacción, y se puede añadir el balance de catalizador a una zona de reacción en el punto medio del reactor (más o menos una zona de reacción). Alternativamente, se puede añadir una parte del catalizador al primer reactor, y el balance del catalizador se puede añadir en el punto medio de la cadena de múltiples reactores (más o menos un reactor). Las partes de catalizador se pueden dividir por igual o por cualquier otra fracción según se desee. Como otra alternativa, el catalizador se puede proporcionar como un catalizador heterogéneo, es decir, en una fase sólida independiente del medio de reacción en fase líquida. Si el catalizador es heterogéneo, entonces el catalizador puede estar soportado sobre cualquier soporte de catalizador convencional, incluyendo sin limitación, sílice, alúmina, titania, zircona, y/o aluminosilicatos. En forma heterogénea, el catalizador se proporciona generalmente en un lecho fijo situado dentro cada zona de reacción en el sistema reactor. Más preferiblemente, el catalizador es un catalizador homogéneo. Lo más preferiblemente, el catalizador es un catalizador de molibdeno homogéneo seleccionado entre naftenato de molibdeno, 2-etil-hexanoato de molibdeno e isooctanoato de molibdeno.

La cantidad de catalizador usada en el procedimiento variará dependiendo del catalizador específico elegido. Si el catalizador es un catalizador homogéneo, entonces la concentración de catalizador es generalmente mayor que 0,0001, y preferiblemente, mayor que 0,0005 moles de catalizador por mol de hidroperóxido orgánico. Generalmente, la concentración del catalizador homogéneo es menor que 0,0100, y preferiblemente menor que 0,0080 moles de catalizador por mol de hidroperóxido orgánico. Si el catalizador se proporciona como una fase sólida independiente, entonces la velocidad espacial del hidroperóxido orgánico (OHP, del inglés "organic hydroperoxide") (por ejemplo, peso de OHP por peso de catalizador por hora) determinará la razón relativa de hidroperóxido orgánico empleado por peso de catalizador, como se indica en esta a continuación.

A partir de la descripción del procedimiento de la invención anterior, un experto en la técnica apreciará que la alimentación total de hidroperóxido orgánico se parte, y las alimentaciones partidas de hidroperóxido se distribuyen por todo el sistema reactor. Preferiblemente, la pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido orgánico se distribuyen entre (a) la pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente en el sistema con único reactor, o (b) la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente en el sistema con múltiples reactores. De la misma manera, si el catalizador es homogéneo, la disolución que contiene al catalizador se puede partir y proporcionarse a una o más zonas de reacción o reactores en el sistema reactor. Todas las corrientes de alimentación individuales que comprenden disolvente, olefina, hidroperóxido orgánico y catalizador, alimentadas a las zonas de reacción y/o reactores individuales, se pueden formular para que sean idénticas unas a otras; o alternativamente, cada corriente de alimentación se puede formular independientemente de las otras corrientes de alimentación. Independientemente de la realización empleada, la temperatura de reacción se puede controlar adecuadamente por manipulación de las concentraciones de reactivo y de catalizador y con medios de refrigeración; y se puede conseguir una alta selectividad hacia óxido de propileno.

Como se ha indicado en esta anteriormente, el sistema reactor empleado en el procedimiento de esta invención comprende un único reactor con múltiples zonas de reacción, o una pluralidad de reactores interconectados secuencialmente, preferiblemente cada uno con múltiples zonas de reacción. El único reactor o cada reactor en la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente típicamente se orienta horizontalmente o verticalmente. En una realización preferida de la invención, el sistema reactor comprende un reactor orientado horizontalmente, como se ilustra en la figura 1. Tal reactor contiene preferiblemente 4 o más zonas de reacción, pero menos de 15 zonas de reacción. Más preferiblemente, el reactor contiene dos puntos de alimentación para la alimentación de hidroperóxido, y opcionalmente, la alimentación de catalizador. Un primer punto de alimentación se sitúa preferiblemente en o cerca del frontal del reactor, y un segundo punto de alimentación se sitúa preferiblemente en el punto medio del reactor (más o menos una zona de reacción). El punto de alimentación está usualmente en la entrada frontal de la zona de reacción; pero puede estar en otro sitio en la zona de reacción diseñado por un experto en la técnica. En otra realización preferida, el sistema reactor comprende una pluralidad de reactores orientados verticalmente interconectados secuencialmente, como se ilustra en la figura 2, más preferiblemente, estando cada reactor segmentado en una pluralidad de zonas de reacción. Típicamente, la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente comprenderán 2 o más reactores. Típicamente, la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente comprenderán menos de 12 reactores, preferiblemente menos de 10 reactores. En la figura 2 se ilustra una realización preferida de 8 reactores orientados verticalmente, interconectados secuencialmente (unidades 22, 32, 42, 52, 62, 72, 82, y 92). En otra realización preferida, la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente comprende 2 o más reactores, diseñado cada uno para facilitar el comportamiento de flujo pistón, segmentándose más preferiblemente en 4 o más zonas de reacción. En una realización suya más preferida, hay dos puntos de alimentación para la alimentación de hidroperóxido y, opcionalmente, la alimentación de catalizador. Un primer punto de alimentación está situado en o cerca del frontal del primer reactor; y un segundo punto de alimentación está situado en o cerca de del punto medio del sistema con múltiples reactores (más o menos un reactor). De nuevo, el punto de alimentación está situado usualmente en la entrada frontal de cada reactor; pero puede estar en otro sitio en el reactor diseñado por un experto en la técnica.

En el sistema con un único reactor, el único reactor comprende típicamente un reactor isotermo completo con refrigeradores serpentín internos para la circulación de un fluido de transferencia térmica o refrigerante. En el sistema con múltiples reactores, cada uno de la pluralidad de reactores se puede seleccionar entre reactores isotermos y adiabáticos. Típicamente, la expresión "reactor isotermo" implica que un espacio interno del reactor se mantiene a esencialmente una temperatura a lo largo de todo el ciclo del procedimiento. En el procedimiento de esta invención, sin embargo, la expresión "reactor isotermo" se debería entender más flexiblemente de modo que incluyera los reactores en los que la temperatura se mantiene a \pm10°C de una temperatura deseada del procedimiento. La temperatura deseada del procedimiento puede ser cualquier temperatura a la que se pueda trabajar, seleccionada para el procedimiento, como se indica en esta a continuación. La expresión "reactor adiabático" debe significar que esencialmente no se elimina calor del reactor. Por lo tanto, típicamente, asociado con cada reactor adiabático hay un medio de refrigeración externo. Preferiblemente, cada uno de los reactores en el sistema con múltiples reactores es un reactor adiabático.

Además, el sistema reactor comprende uno o más medios para facilitar el comportamiento de flujo pistón, para minimizar la retromezcla de la fase de reacción líquida. La retromezcla se ha definido en esta anteriormente como el movimiento del fluido en el que no todos los elementos del fluido tienen la misma historia según pasan por el reactor. Se ha encontrado que la retromezcla es perjudicial para la productividad del procedimiento. Se cree que la retromezcla aumenta el tiempo de permanencia de elementos del fluido al azar (comparado con el tiempo de permanencia medio), reduciendo así la selectividad hacia óxido de olefina; y disminuye el tiempo de permanencia de otros elementos fluidos al azar (comparado con la media), reduciendo así la conversión de peróxido. En contraste, el flujo pistón implica el movimiento hacia adelante en el volumen del flujo de fluido desde el puerto de entrada al puerto de salida del reactor, tal que esencialmente todos los elementos del fluido tienen esencialmente la misma historia (tiempo de permanencia) según pasan por el reactor. Mientras que los reactores a escala de laboratorio pueden similar el comportamiento de flujo pistón en ausencia de cualesquiera características de diseño, los equipos a escala comercial requieren típicamente estructuras internas para facilitar el comportamiento de flujo pistón. Preferiblemente, cada reactor a escala comercial en el sistema con uno o con múltiples reactores, contiene uno o más medios para facilitar el flujo pistón, preferiblemente una o más particiones que están unidas a una pared interior del reactor, dividiendo así el espacio comprendido por el reactor en las distintas zonas de reacción. Más preferiblemente, cada partición comprende un deflector unido a una pared interior del reactor. La partición, preferiblemente deflector, se orienta típicamente esencialmente perpendicular al eje longitudinal del reactor, y se extiende a través del reactor, pero, por ejemplo en un diseño, no completamente a la pared opuesta. Entre la pared opuesta y la partición, se proporciona un acceso abierto para permitir el flujo de fluido desde una zona a la siguiente. El acceso abierto es suficientemente grande para facilitar el flujo de la fase de reacción líquida desde una zona a la siguiente, pero no tan grande como para producir una retromezcla inaceptable. Estos deflectores pueden proporcionar flujo de cámara a cámara mediante filtros de tamaño apropiado para evitar la retromezcla, o mediante desbordamiento.

El número de deflectores empleados por reactor variará dependiendo del tamaño del reactor, y más particularmente, de su longitud. Típicamente, se emplean 3 o más deflectores, y preferiblemente 6 o más deflectores, por reactor. Típicamente, se emplean menos de 15 deflectores, y preferiblemente menos de 12 deflectores, por reactor. En una realización incluso más preferida, cada deflector contiene uno o más agujeros de desagüe que funcionan como puertos de escape para el exceso de gas creado en el reactor. Los gases de exceso incluyen, por ejemplo, el gas diluyente y cualquier gas de olefina que supera el límite de solubilidad de olefina en la fase de reacción líquida, así como oxígeno, formado por reacciones secundarias. Es deseable eliminar estos gases del reactor. El tamaño de los agujeros de desagüe variará dependiendo de la escala del reactor. Típicamente, los mechinales son lo suficientemente grandes para permitir la liberación de flujo ascendente de los gases en exceso que se desarrollan en el reactor, mientras que es lo suficientemente pequeño para evitar el escape de una cantidad inaceptable de la mezcla de reacción líquida. Adicionalmente, los mechinales no deben ser tan grandes como para inducir la retromezcla de la mezcla de reacción líquida.

Como el procedimiento de esta invención es exotérmico, el sistema reactor debería comprender también uno o más medios para el control térmico. Cada reactor, por ejemplo, puede contener un medio interno para el control térmico incluyendo sin limitación, refrigeradores serpentín internos asociados con bombas externas, para circular un fluido de intercambio térmico o refrigerante. En el sistema con múltiples reactores, el medio de control térmico puede ser interno al reactor, o alternativamente, puede estar situado externo a los reactores. Más preferiblemente, por ejemplo, se puede situar un intercambiador térmico externo entre cada par de reactores contiguos en la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente, como se ilustra en la figura 2 (Unidades 24, 34, 44, 54, 64, 74, y 84). El intercambiador térmico puede comprender cualquier diseño convencional para eliminar el calor exotérmico de la reacción, incluyendo, por ejemplo, pasar los conductos de producto efluente a través de un fluido de intercambio térmico o refrigerante. Los conductos para transportar el fluido de intercambio térmico dentro y fuera de los intercambiadores de calor se muestra, por ejemplo, en la figure 2 como flechas 26, 36, 46, 56, 66, 76, y 86.

Se pueden emplear cualesquiera condiciones del procedimiento de epoxidación de temperatura, presión y tiempo de permanencia en los reactores individuales en el sistema reactor descrito en esta, con la condición de que los reactantes están en la fase líquida y el procedimiento global produce óxido de olefina, preferiblemente en una selectividad de al menos 90 por ciento en moles. Las condiciones del procedimiento de epoxidación pueden incluir adecuadamente una temperatura deseada mayor que 80°C, y preferiblemente, mayor que 100°C. Las condiciones del procedimiento de epoxidación pueden incluir adecuadamente una temperatura deseada menor que 130°C, y preferiblemente, menor que 120°C. En un sistema con múltiples reactores, los reactores se pueden mantener todos a una temperatura deseada muy similar; o alternativamente, la temperatura deseada puede variar de reactor a reactor dentro del amplio intervalo de temperatura mencionado anteriormente. No se requiere que cada reactor se mantenga en condiciones estrictamente isotermas a lo largo de todo el período del procedimiento. La temperatura de cada reactor puede variar durante el período del procedimiento, siempre que la temperatura se mantenga dentro de un intervalo que de como resultado la formación de óxido de olefina, preferiblemente, en una selectividad mayor que 90 por ciento en moles. Preferiblemente, la temperatura de cada reactor isotermo se mantiene a \pm10°C de la temperatura de reacción deseada. En contraste, la temperatura en cualquier reactor adiabático subirá hasta su límite superior natural dependiendo de la exotermicidad del procedimiento.

La presión en todo el sistema reactor total se puede ajustar a cualquier presión suficiente para mantener una fase líquida en todo el sistema reactor. Sin embargo, se permite una pequeña cantidad de fase gaseosa, para eliminar gases no deseados, como oxígeno, de los reactores. Típicamente, la presión será mayor que 300 psig (2.068 kPa). Típicamente, la presión será menor que 1.000 psig (6.895 kPa), y preferiblemente, menor que 850 psig (5.861 kPa). Generalmente, la presión es sustancialmente isobara en todo el sistema reactor.

El tiempo de permanencia de la fase líquida en el sistema reactor total se puede ajustar dentro de un amplio intervalo, pero depende típicamente de la temperatura de la operación. Generalmente, según aumenta la temperatura de operación, el tiempo de permanencia disminuye, para mantener una selectividad hacia óxido de olefina aceptable. Típicamente, el tiempo de permanencia de la fase líquida en el sistema reactor total es mayor que 10 minutos, y preferiblemente, mayor que 15 minutos. Típicamente, el tiempo de permanencia de la fase líquida en el sistema reactor total es menor que 3 horas. Si se emplea un catalizador heterogéneo, entonces el tiempo de permanencia se puede tomar como el inverso de la velocidad espacial por hora por peso (peso de la fase líquida por peso de catalizador heterogéneo por hora, o h^{-1}, por el sistema reactor) Las velocidades espaciales por hora por peso de la fase líquida son típicamente mayores que 0,1 h^{-1}, preferiblemente, mayores que 0,2 h^{-1}, y típicamente menores que 10 h^{-1}, preferiblemente, menores que 1,0 h^{-1}.

Cuando el procedimiento de esta invención se lleva a cabo como se ha descrito anteriormente, entonces la olefina, preferiblemente propileno, y el hidroperóxido orgánico, preferiblemente hidroperóxido de etilbenceno, se convierten en óxido de olefina, óxido de propileno, y el correspondiente alcohol, preferiblemente, alcohol \alpha-feniletíco. En el procedimiento de esta invención, la conversión de hidroperóxido orgánico, tomada como los moles totales de hidroperóxido orgánico que se convierten en productos, es de manera beneficiosa mayor que 95 por ciento en moles, preferiblemente mayor que 96 por ciento en moles, y más preferiblemente, mayor que 97 por ciento en moles. La selectividad hacia óxido de olefina, preferiblemente óxido de propileno, tomada como los moles de óxido de olefina producidos por moles de hidroperóxido orgánico que han reaccionado, es de manera beneficiosa mayor que 90 por ciento en moles, preferiblemente, mayor que 92 por ciento en moles, más preferiblemente, mayor que 94 por ciento en moles.

La invención se clarificará además mediante una consideración de los siguientes ejemplos, que pretenden ser puramente ejemplares del uso de la invención. Otras realizaciones de la invención serán obvias para los expertos en la técnica partir de una consideración de esta memoria descriptiva o práctica de la invención descrita en la misma.

Ejemplo 1

Se evaluó la epoxidación de propileno con hidroperóxido de etilbenceno con un catalizador basado en molibdeno, en el sistema reactor ilustrado en la figura 2. Con referencia a la figura 2, el sistema reactor se construyó con ocho reactores de flujo pistón, adiabáticos [cada uno de 18,3 m de longitud con 3,05 m de diámetro interno] (unidades 22, 32, 42, 52, 62, 72, 82, y 92) conectados en series secuenciales verticales. Cada reactor contenía 9 deflectores (mostrados como líneas cortas horizontales en cada reactor) para facilitar el comportamiento de flujo pistón. Se colocó un intercambiador de calor externo entre cada para de reactores contiguos para un total de 7 intercambiadores de calor (unidades 24, 34, 44, 54, 64, 74, y 84; cada intercambiador de 111,5 m^{2}; delta T por intercambiador, (41,7°C); coeficiente de transferencia térmica, 315,6 W/m^{2}). La temperatura en cada reactor se mantuvo a 111°C \pm 4°C. La presión en el sistema reactor fue esencialmente isobara a 750 psig (5.171 kPa manométricos). Una corriente de alimentación que comprende 2-etilhexanoato de molibdeno disuelto en etilbenceno (0,02 mmol) obtenido del conducto de alimentación primaria, 10, se alimentó al conducto de alimentación 23 a una velocidad de 1.990 kg/h. Se alimentó propileno en el conducto de alimentación 10 y de ahí al conducto de alimentación 23 a una velocidad de 151.379 kg/h. Una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno, proporcionado como conducto de alimentación 15, y que comprende hidroperóxido de etilbenceno (25 por ciento en peso) en etilbenceno, se alimentó al conducto de alimentación de etilbenceno, 18, que se partió en ocho alimentaciones iguales de hidroperóxido de etilbenceno como conductos de alimentación partida 25, 35, 45, 55, 65, 75, 85, y 95. La primera de las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, mostrado como conducto de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno, 25, se combinó con el propileno y la alimentación de catalizador del conducto de alimentación primaria 10, para formar una alimentación de reactantes combinada en el conducto de alimentación 23, que se alimentó al primer reactor (unidad 22). La velocidad de alimentación de la corriente de hidroperóxido de etilbenceno total fue 311.503 kg/h. La razón molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno total fue 5,833:1. Una primera corriente de producto efluente obtenida en el conducto de primer producto efluente, 20, que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-etifenílico, acetofenona, etilbenceno, propileno sin reaccionar, catalizador de molibdeno, e hidroperíoxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, se pasó por un intercambiador de calor externo, 24, provisto de fluido de intercambio térmico en el conducto de fluido 26, y salió como primera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en el conducto de primer producto efluente que ha intercambiado calor 21. En la figura 2, el conducto para el fluido de intercambio térmico en el intercambiador de calor 24 se mostró como una línea con una flecha 26. La primera corriente de producto efluente que ha intercambiado calor en el conducto del producto 21 se combinó con una segunda parte de una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno nueva procedente del conducto de segunda alimentación partida de hidroperóxido de etilbenceno, 35, para formar una segunda corriente de alimentación combinada en el conducto de alimentación 33, que entra en el segundo reactor (unidad 32). Se pasó una segunda corriente de producto efluente como conducto de producto efluente, 30, procedente del reactor 32, por un intercambiador de calor externo 34, provisto también de fluido de intercambio térmico, procedente del conducto de fluido de intercambio térmico, 36, y se obtuvo a partir de el una segunda corriente de producto efluente que ha intercambiado calor, como conducto de segundo producto efluente 31. La segunda corriente de producto efluente que ha intercambiado calor, procedente del conducto de segundo producto efluente, 31, se combinó con una tercera alimentación nueva de hidroperóxido de etilbenceno, procedente del tercer conducto de alimentación partida 45 para formar una tercera corriente de alimentación combinada en el tercer conducto de alimentación 43, que se alimentó al tercer reactor (unidad 42). Se pasó una tercera corriente de producto efluente obtenido como conducto de tercer producto efluente, 40, procedente del reactor 42, por un intercambiador de calor externo 44, provisto también de fluido de intercambio térmico, en el conducto de fluido de intercambio térmico, 46, y se obtuvo a partir de él un tercer producto efluente que ha intercambiado calor, como conducto de tercer producto efluente 41. El tercer efluente que ha intercambiado calor, procedente del conducto de tercer producto efluente que ha intercambiado calor, 41, se combinó con una cuarta alimentación nueva de hidroperóxido de etilbenceno, procedente del conducto de cuarta alimentación partida 55 para formar una cuarta corriente de alimentación combinada como conducto de alimentación 53, que entra en el cuarto reactor (unidad 52). Se pasó una cuarta corriente de producto efluente procedente del cuarto reactor obtenida como conducto de cuarto producto efluente, 50, por un intercambiador de calor externo 54, provisto también de fluido de intercambio térmico, en el conducto de fluido de intercambio térmico, 56, y se obtuvo a partir de él un cuarto producto efluente que ha intercambiado calor, como conducto de cuarto producto efluente que ha intercambiado calor, 51. Después, se repitió el procedimiento cuatro veces más, usando los efluentes que han intercambiado calor de los conductos de producto efluente 51, 61, 71, y 81 que comprenden óxido de propileno, alcohol \alpha-etifenílico, acetofenona, etilbenceno, propileno sin reaccionar, catalizador de molibdeno, e hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, si hay, combinándose, respectivamente, con alimentaciones nuevas partidas de hidroperóxido de etilbenceno de los conductos de alimentación 65, 75, 85, y 95, para formar alimentaciones de reactantes en los conductos de alimentación 63, 73, 83, y 93. Las alimentaciones de reactantes 63, 73, 83, y 93 se alimentaron respectivamente a las unidades de reactor 62, 72, 82, y 92. Los efluentes de producto de las unidades de reactor 62, 72, y 82, obtenidas en los conductos de producto efluente 60, 70, y 80, intercambiaron calor mediante unidades de intercambio térmico 64, 74, y 84 para obtener corrientes de producto efluente que han intercambiado calor en conductos de producto efluente que han intercambiado calor 61, 71, y 81, respectivamente. Se obtuvo una octava corriente de producto efluente que comprende óxido de propileno, alcohol \alpha-feniletíco, etilbenceno, catalizador de molibdeno, y lo que quede de hidroperóxido de etilbenceno sin reaccionar, procedente de la unidad de reactor 92 como octava corriente de producto efluente 90. El tiempo de permanencia total de la fase líquida en el sistema reactor fue 149 min. Se encontró que la conversión de hidroperóxido de etilbenceno media en cada reactor era 90 por ciento en moles. Se encontró que la conversión de hidroperóxido de etilbenceno total era 98 por ciento en moles. Se encontró que la selectividad hacia óxido de propileno total era 95 por ciento en moles. Durante todo el experimento se mantuvo satisfactoriamente el control de la temperatura.

Ejemplo 2

Se repitió el procedimiento del Ejemplo 1, con la excepción de el que sistema reactor se construyó con tres reactores isotermos orientados verticalmente [cada uno de 18,3 m de longitud con 3,04 m de diámetro interno] interconectados secuencialmente en serie y diseñados con nueve deflectores en cada reactor para facilitar el comportamiento de flujo pistón. En este ejemplo, no se emplearon los intercambiadores de calor externos del Ejemplo 1; sino que cada reactor contenía medios de refrigeración internos, más específicamente, refrigeradores serpentín que contienen un refrigerante líquido similar en diseño a los vistos en la figura 1. La temperatura en cada reactor se mantuvo a 111°C \pm 10°C. La presión total fue esencialmente isobara a 750 psig (5.171 kPa manométricos). Se alimentó una disolución que catalizador que comprende naftenato de molibdeno disuelto en etilbenceno al primer reactor en la serie de reactores a una velocidad de 1.990 kg/h. Se alimentó propileno al primer reactor a una velocidad de 151.379 kg/h. Se partió una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno que comprende hidroperóxido de etilbenceno (25 por ciento en peso) en etilbenceno, en tres alimentaciones nuevas iguales, y cada alimentación partida se alimentó a uno de los reactores. La velocidad de alimentación de hidroperóxido de etilbenceno total fue 311.503 kg/h. La razón molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno total fue 5,833:1. El efluente del primer reactor se alimentó al segundo reactor; el efluente del segundo reactor se alimentó al tercer reactor. El tiempo de permanencia total de la fase líquida en el reactor fue 111 minutos. La corriente de producto efluente del tercer reactor se analizó obteniéndose los siguientes resultados. Se encontró una selectividad hacia óxido de etileno total de 94 por ciento en moles a una conversión total de hidroperóxido de etilbenceno de 98 por ciento en moles.

Experimento Comparativo 1

Con fines comparativos, se evaluó un procedimiento para epoxidar propileno con hidroperóxido de etilbenceno en presencia de un catalizador basado en molibdeno, en un reactor de depósito agitado continuo (CSTR, del inglés "continuous stirred tank reactor") con enfriamiento para mantener la isotermicidad. El CSTR funcionaba con retromezcla, no con comportamiento de flujo pistón. Se alimentó al reactor hidroperóxido de etilbenceno, proporcionado como una disolución al 25 por ciento en peso en etilbenceno, a una velocidad de 311.504 kg/h. Se alimentó propileno al reactor a una velocidad de 151.379 kg/h. El propileno se disolvió en el etilbenceno. La razón molar de propileno a hidroperóxido de etilbenceno total fue 5,833:1. El 2-etilhexanoato de molibdeno, empleado como catalizador, se mezcló con las otras corrientes de alimentación directamente antes de entrar en el reactor CSTR. La temperatura del reactor se mantuvo a 111°C; la presión fue autógena. El tiempo de permanencia de la fase líquida fue 210 min. Se consiguió una selectividad hacia óxido de propileno de 87 por ciento en moles, con una conversión de hidroperóxido de etilbenceno de 92 por ciento en moles. Cuando se comparó el experimento comparativo 1 con los Ejemplos 1 y 2, se vio que se conseguía una mayor conversión de hidroperóxido de etilbenceno y una mayor selectividad hacia óxido de propileno en el sistema reactor reivindicado, teniendo adición en etapas y comportamiento de flujo pistón (a tiempos de permanencia más cortos y por lo demás condiciones de operación similares), comparado con un reactor de depósito agitado continuo, que no tiene adición en etapas ni comportamiento de flujo pistón.

Ejemplo 3

Se evaluó la epoxidación en fase líquida de propileno con hidroperóxido de etilbenceno en presencia de un catalizador de molibdeno, en un sistema reactor diseñado para la adición en etapas de hidroperóxido y comportamiento de flujo pistón de la fase líquida. Se construyó un sistema reactor de acero inoxidable tubular que consiste en dos reactores (50 cc cada sección) y puntos de alimentación en el frontal de cada reactor. Cada reactor funcionaba esencialmente bajo flujo pistón. La alimentación total al sistema reactor comprendía propileno licuado (1,91 ml/ min), disolución de peróxido (1,823 ml/ min) que contiene 25 por ciento en peso de hidroperóxido de etilbenceno en etilbenceno, y disolución de catalizador (0,092 ml/min) que contiene 2-etilhexanoato de molibdeno (0,02 mmol) como componente activo en etilbenceno. Todo el propileno se alimentó a la parte frontal del primer reactor; sin embargo, las alimentaciones de peróxido y catalizador se partieron en dos partes iguales. Se mezcló una primera parte de las alimentaciones de peróxido y de catalizador con el propileno, y se alimentó directamente al frontal del primer reactor, mientras que la segunda parte de las alimentaciones de peróxido y de catalizador se mezcló y se añadió inmediatamente al frontal del segundo reactor. La presión en el sistema reactor se mantuvo a 56 bar (5.600 kPa). La temperatura de funcionamiento se mantuvo a 113°C. Los productos del reactor se analizaron cada 30 minutos mediante cromatografía en fase gaseosa. Se encontró una selectividad hacia óxido de propileno en el intervalo de 92,1 a 92,9 por ciento en moles, con una media de 92,3 por ciento en moles, como se muestra en la Tabla 1. La conversión de hidroperóxido de etilbenceno fue 96,1 por ciento en moles, cuando el reactor había alcanzado condiciones estables.

TABLA 1

Epoxidación de Propileno con Hidroperóxido de Etilbenceno (EBHP)a
	Ejemplo 3	Comparativo CE-2
Conversión de EBHP (% en moles)	96,1%	97,2%
Sel (% en moles) óxido de propileno	92,3%	85,9%
Sel (% en moles) Propilenglicol	1,3%	2,5%
Sel (% en moles) 1-feniletanol	93,50%	89,34%
Sel (% en moles) acetofenona	4,3%	8,0%
a. \begin{minipage}[t]{157mm} Alimentación del reactor: propileno (1,91 ml/min), disolución de peróxido (1,823 ml/min) que contiene 25% en peso de EBHP, disolución de catalizador (0,092 ml/min); 113^{o}C; 5.600 kPa\end{minipage}

Experimento Comparativo 2 (CE-2)

Se evaluó la epoxidación de propileno con hidroperóxido de etilbenceno de la manera descrita en el Ejemplo 3, con la excepción de que la alimentación de hidroperóxido se añadió al frontal del reactor en lugar de una adición en etapas. Al mismo sistema reactor de acero inoxidable tubular de dos secciones (50 cc cada sección) se alimentó una alimentación total que comprende propileno licuado (1,91 ml/min), disolución de peróxido (1,823 ml/min) con hidroperóxido de etilbenceno (24,98 por ciento en peso) en etilbenceno, y disolución de catalizador (0,092 ml/min) que contiene 2-etilhexanoato de molibdeno (0,02 mmol) como componente activo en etilbenceno. Se mezclaron todas las alimentaciones y se añadieron inmediatamente al frontal del reactor. Por lo demás, el sistema reactor se hizo funcionar y se analizó bajo condiciones idénticas a las usadas en el Ejemplo 3. Se encontró una selectividad hacia óxido de propileno en el intervalo de 85,5 a 86,8 por ciento en moles, con una media de 85,9 por ciento en moles, como se muestra en la Tabla 1. La conversión de hidroperóxido de etilbenceno fue 97,2 por ciento en moles, cuando el reactor que funcionaba de manera continua había alcanzado condiciones estables. Cuando el Ejemplo 3 se comparó con el experimento comparativo 2, se vio que la adición en etapas de la alimentación de hidroperóxido a un reactor con flujo pistón, aumenta la selectividad hacia óxido de propileno en 6,4 por ciento.

Claims

1. Un procedimiento para preparar un óxido de olefina y un coproducto alcohólico que comprende poner en contacto una olefina y un hidroperóxido orgánico en una fase líquida en presencia de un catalizador de epoxidación bajo condiciones del procedimiento suficientes para preparar el óxido de olefina y el alcohol correspondiente; llevándose a cabo el contacto en un sistema reactor diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida; proporcionando además el sistema reactor la adición en etapas de hidroperóxido orgánico tal que una corriente de alimentación de hidroperóxido orgánico primaria se parte en una pluralidad de corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico y las corrientes de alimentación partida de hidroperóxido orgánico están distribuidas entre zonas de reacción, o reactores, o ambos, en el sistema reactor.

2. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que la olefina es propileno.

3. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que el sistema reactor comprende un único reactor que se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente para facilitar el comportamiento de flujo pistón; en el que la olefina se alimenta a una primera zona de reacción en el sistema de un único reactor; y en el que la alimentación de hidroperóxido orgánico total se parte en una pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido orgánico; y la pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido orgánico se distribuye entre las zonas de reacción del sistema con un único reactor.

4. El procedimiento de la reivindicación 3, en el que el sistema con un único reactor es un reactor isotermo.

5. El procedimiento de la reivindicación 1, en el que el sistema reactor es un sistema con múltiples reactores que comprende una pluralidad de reactores interconectados secuencialmente; en el que cada reactor se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente para facilitar el comportamiento de flujo pistón; en el que la olefina se alimenta a un primer reactor en el sistema con múltiples reactores; y en el que la alimentación de hidroperóxido orgánico total se parte en una pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido orgánico; y la pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido orgánico se distribuye entre la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente en el sistema con múltiples reactores.

6. El procedimiento de la reivindicación 5, en el que los reactores interconectados secuencialmente en el sistema con múltiples reactores se eligen cada uno individualmente entre reactores adiabáticos y reactores isotermos.

7. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, en el que se emplea un sistema reactor que comprende uno o más reactores, estando dividido cada reactor en 4 o más zonas de reacción; y en el que si se emplea un sistema con múltiples reactores, el sistema reactor comprende más de 2 y menos de 12 reactores interconectados secuencialmente.

8. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, en el que el diseño para facilitar el comportamiento de flujo pistón comprende una o más particiones, comprendiendo cada partición un deflector, que contiene opcionalmente uno o más agujeros de desagüe.

9. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, en el que la razón de moles de olefina a moles totales de hidroperóxido orgánica es mayor que 4:1 y menor que 15:1.

10. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, en el que la olefina y el hidroperóxido orgánico se disuelven en un disolvente aromático, en el que el disolvente aromático es etilbenceno o cume-
no.

11. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 10, en el que el hidroperóxido orgánico se selecciona entre hidroperóxido de etilbenceno e hidroperóxido de cumeno.

12. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11, en el que el catalizador de epoxidación es un catalizador de epoxidación que contiene molibdeno seleccionado entre sales orgánicas de molibdeno, óxidos o sales inorgánicas de molibdeno, que contienen opcionalmente uno o más óxidos de metales alcalinos y/o hidróxidos de metales alcalinos; o el catalizador es un catalizador de epoxidación que contiene titanio seleccionado entre un titanosilicato u óxido de silicio que contiene titanio; o el catalizador es una combinación de catalizadores que contienen molibdeno y que contienen titanio.

13. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 12, en el que el catalizador es un catalizador homogéneo o heterogéneo.

14. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 13, en el que el procedimiento se lleva a cabo a una temperatura deseada mayor que 80°C y menor que 130°C; en el que el procedimiento se lleva a cabo en un sistema con un único o múltiples reactores, y a una temperatura controlada a \pm10°C de la temperatura deseada para cada reactor.

15. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, en el que el procedimiento se lleva a cabo a una presión total en el sistema reactor de más de 300 psig (2.068 kPa) a menos de 1.000 psig (6.895 kPa), y en el que el procedimiento se lleva a cabo a un tiempo de permanencia total de la fase líquida de más de 0,1 h^{-1} a menos de 10 h^{-1}.

16. El procedimiento de una cualquiera de las reivindicaciones 1a 15, en el que el catalizador se proporciona al procedimiento en una concentración mayor que 0,0001 moles de catalizador por mol de hidroperóxido orgánico y menor que 0,0100 moles de catalizador por mol de hidroperóxido orgánico.

17. El procedimiento de la reivindicación 1, para preparar óxido de propileno y coproducto alcohol \alpha-feniletíco que comprende poner en contacto propileno e hidroperóxido de etilbenceno en presencia de un catalizador de epoxidación de molibdeno homogéneo, bajo las condiciones del procedimiento suficientes para preparar óxido de propileno y coproducto alcohol \alpha-etifenílico, llevándose a cabo el contacto en un sistema reactor que comprende un único reactor que se divide en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón; estando asociado el único reactor con un medio de refrigeración; en el que el propileno se alimenta a una primera zona de reacción en el único reactor; y en el que una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno se parte en una pluralidad de alimentaciones partidas de hidroperóxido de etilbenceno, y las alimentaciones partidas de hidroperóxido de etilbenceno se distribuyen entre las zonas de reacción.

18. El procedimiento de la reivindicación 17, en el que cada reactor contiene de mas de 3 a menos de 15 deflectores para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida.

19. El procedimiento de la reivindicación 1, para preparar óxido de propileno y coproducto alcohol \alpha-feniletíco que comprende poner en contacto propileno e hidroperóxido de etilbenceno en presencia de un catalizador de epoxidación de molibdeno homogéneo, bajo las condiciones del procedimiento suficientes para preparar óxido de propileno y coproducto alcohol \alpha-feniletíco, llevándose a cabo el contacto en un sistema con múltiples reactores que comprende una pluralidad de reactores interconectados secuencialmente; dividiéndose cada reactor en el sistema con múltiples reactores en una pluralidad de zonas de reacción interconectadas secuencialmente, diseñado para facilitar el comportamiento de flujo pistón; estando asociado cada reactor en el sistema con múltiples reactores con un medio de refrigeración; y en el que el propileno se alimenta a un primer reacctor en el sistema con múltiples reactores; y en el que una alimentación de hidroperóxido de etilbenceno se parte en una pluralidad de alimentacions partidas de hidroperóxido de etilbenceno, y las alimentaciones partidas de hidroperóxido de etilbenceno se distribuyen entre la pluralidad de reactores interconectados secuencialmente.

20. El procedimiento de la reivindicación 17 ó 19, en el que la temperatura de cada reactor se mantiene dentro de \pm10°C de una temperatura deseada, y en el que la temperatura deseada es mayor que 80°C y menor que 130°C.

21. El procedimiento de la reivindicación 19, en el que el sistema reactor comprende de 2 a menos de 12 reactores, y cada reactor contiene de más de 3 a menos de 15 deflectores para facilitar el comportamiento de flujo pistón de la fase líquida.

22. El procedimiento de la reivindicación 17 ó 19, en el que una alimentación líquida que contiene catalizador se parte en una pluralidad de alimentaciones partidas de catalizador que se distribuyen entre las zonas de reacción o reactores en el sistema reactor.