ES2262341T3

ES2262341T3 - Procedimiento altamente selectivo de produccion de fenol y de acetona.

Info

Publication number: ES2262341T3
Application number: ES99948119T
Authority: ES
Inventors: Vladimir Mikhailovitch Zakoshansky; Andrei Konstantinovitch Griaznov; Irina Ivanovna Vassilieva
Original assignee: Illa International LLC
Current assignee: Illa International LLC
Priority date: 1998-09-04
Filing date: 1999-09-03
Publication date: 2006-11-16
Anticipated expiration: 2019-09-03
Also published as: JP4558936B2; DE69930402T2; AU6135999A; CN1227202C; JP2002524432A; CN1287550A; WO2000014042A1; ATE320411T1; DE69930402D1; EP1042264A1; EP1042264B1; EP1042264A4

Abstract

Un procedimiento de dos etapas para escindir hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico que contiene alcohol dimetilbencílico (DMBA) a fenol, acetona y a- metil-estireno (AMS), consistente en: como primera etapa: introducir hidroperóxido de cumeno (CHP) de grado técnico en al menos el primero de una serie de al menos tres reactores secuenciales; escindir el hidroperóxido de cumeno (CHP) en dichos al menos tres reactores secuenciales en condiciones substancialmente isotérmicas en un margen de temperatura de aproximadamente 47-50ºC para producir una primera corriente de producto a una primera temperatura, conteniendo dicha corriente de producto peróxido de dicumilo (DCP), y como la segunda etapa: calentar la primera corriente de producto a una segunda temperatura de aproximadamente 50-55ºC superior a dicha primera temperatura, produciendo así una primera corriente de producto calentada; introducir la primera corriente de producto calentada en un reactor de gasto tipo pistón como segunda etapa,donde el peróxido de dicumilo (DCP) se descompone en una mezcla que contiene fenol, acetona y a-metilestireno.

Description

Procedimiento altamente selectivo de producción de fenol y de acetona.

Esta invención se relaciona con el campo de la síntesis petroquímica y, en particular, con un método de producción de fenol, acetona y alfa-metilestireno (AMS) por el método del cumeno.

Existen una serie de métodos conocidos para producir fenol y acetona usando escisión ácida del hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico. La principal diferencia entre los métodos conocidos está en la utilización de diferentes medios de reacción y de técnicas alternativas para eliminar el calor (1.591 kJ/kg (380 kcal/kg)) generado durante el proceso de escisión del CHP.

En estos procedimientos de la técnica anterior, se obtiene la mejor selectividad usando cantidades equimolares de fenol y acetona como medio de reacción. Sobre una base relativa, se añade un 15-30% de acetona, en base al CHP técnico, a esta mezcla. Esto es ilustrado en la Solicitud Rusa Nº 9400736/04/007229, de fecha 1 de Marzo de 1994, y en la Patente EE.UU. Nº 4.358.618. Esto permite obtener una buena selectividad del procedimiento, determinada por el rendimiento del subproducto deseado, AMS, formado a partir de alcohol dimetilbencílico (DMBA) presente en el hidroperóxido de cumeno técnico. El rendimiento del AMS obtenido es de aproximadamente el 80%.

Durante la escisión del CHP, se elimina el calor generado. En el procedimiento según la Patente EE.UU. Nº 2.663.735, el calor es eliminado por evaporación de acetona y reciclado de acetona al reactor. El calor generado puede ser también eliminado usando un medio de refrigeración, tal como agua de refrigeración.

Durante la escisión adiabática del 100% del CHP, la temperatura aumenta a aproximadamente 700ºC bajo la influencia de un catalizador ácido. El calor se genera espontáneamente. Debido a la rápida liberación de calor, se considera que el procedimiento de escisión del CHP es muy peligroso. En consecuencia, la combinación de generación de calor y de eliminación de calor es de alta prioridad para mejorar la seguridad del proceso.

En el procedimiento de la Patente EE.UU. Nº 2.663.735, el calor de la reacción es eliminado por evaporación de acetona y la generación de calor y la eliminación de calor están totalmente combinadas. El calor generado en el proceso de escisión de 1 tonelada de CHP requiere alimentar aproximadamente 2,2-3 toneladas de acetona en el reactor. La acetona evaporada se escapa del reactor, se condensa y se recicla continuamente al reactor. Como resultado, el reactor es operado de un modo termoestable, según se requiere para la seguridad del proceso.

Sin embargo, la condición termoestable es obtenida sólo mediante el uso de una concentración comparativamente alta de ácido sulfúrico de 1.200-1.300 ppm. Sin embargo, la alta concentración de H_{2}SO_{4}, que es necesaria debido a la gran cantidad de acetona alimentada en productos de escisión, disminuye la actividad del ácido sulfúrico, que es el catalizador de la escisión del CHP. Así, la alta concentración de ácido da lugar a un bajo rendimiento de productos deseados y a un alto contenido de microimpurezas (aproximadamente 1.500 ppm), tales como óxido de mesitilo, hidroxiacetona y 2-metilbenzofurano, que adulteran substancialmente la calidad del fenol. Aunque la química del proceso requiere una baja concentración de ácido sulfúrico de aproximadamente 100-300 ppm, esto no puede ser conseguido en la práctica, ya que el CHP se acumula en los fondos del reactor por la abrupta disminución de la velocidad de escisión del CHP, que da lugar a una gran liberación de calor, es decir, cuando se reduce la concentración de ácido sulfúrico, el reactor es operado en condiciones térmicas inestables. Realmente, el proceso consigue estabilidad térmica sólo a una alta concentración de ácido sulfúrico, pero esto da lugar a una baja selectividad del proceso. Por lo tanto, en el procedimiento que emplea la evaporación de acetona, los objetivos de estabilidad térmica y de obtención de una alta selectividad del procedimiento se hallan en un conflicto irreconciliable.

En los procedimientos de la solicitud Rusa antes mencionada, de la Patente EE.UU. Nº 4.358.618 y de la Patente EE.UU. Nº 5.254.751, el calor de reacción es eliminado con los productos de reacción o la masa de escisión de la reacción (MER) por múltiples circulaciones a través de intercambiadores de calor enfriados con agua. Los intercambiadores de calor, que pueden estar en un número de 2 a 6, son de hecho los reactores en los que se produce la escisión del CHP. La estabilidad térmica del proceso (es decir, la seguridad del proceso) depende de la composición de los productos de reacción, del rango de la concentración de ácido, del perfil de temperatura y, por ello, de la distribución de la conversión del CHP en los reactores. La estabilidad del procedimiento se deteriora a una mayor conversión del CHP en el primer reactor y al aumentar la diferencia de temperatura entre el primer reactor y los siguientes. En la práctica, cuanto más no isotérmicas sean las condiciones del proceso, más precario es el estado del proceso.

En el procedimiento según la solicitud Rusa, las escisiones de CHP y DCP son realizadas en dos etapas. Los reactores de la escisión de CHP (reactores de mezcla) y el reactor de conversión de DCP (reactor de gasto tipo pistón) son operados a la misma presión.

La escisión del CHP y del DCP es realizada en una mezcla equimolar de fenol y acetona que contiene hasta un 12% en peso de cumeno. Para reducir las propiedades ácidas del ácido sulfúrico y, por lo tanto, para aumentar el rendimiento de productos deseados tales como fenol, acetona y AMS, se añade acetona adicional a los productos de reacción según el siguiente algoritmo:

G_{ac} = G_{CHP} \ x \ \text{0,125}[CHP] + 35/(G_{CHP} \ x \ [CHP]),

donde:

: G_{ac} y G_{CHP} representan la velocidad de flujo de la acetona adicional y del CHP técnico, respectivamente, en kg/h y [CHP] es la concentración de CHP del CHP de grado técnico (% en peso) que es igual al 12-14% en relación a la acetona en base a la velocidad de alimentación del CHP técnico.

La conversión del CHP, dependiendo de la velocidad de alimentación, se mantiene en el primer reactor al 62-75%, en el segundo reactor al 87-94% y en el tercer reactor al 94-98%. Las correspondientes temperaturas en estos reactores son de 67-79ºC, 78-67ºC y 69-60ºC, respectivamente. El anterior algoritmo para la alimentación de acetona adicional, la temperatura y la distribución de la conversión de CHP en los reactores permiten al proceso operar en un amplio margen de velocidades de alimentación.

La concentración de CHP a la salida de los reactores de la primera etapa es del 0,14-0,43% en peso, que corresponde a un \DeltaT de 1-3ºC en el calorímetro que controla la primera etapa del proceso.

Se alimenta agua en el reactor de escisión del DCP en una cantidad que dé una concentración de agua en los productos de reacción del 1,3-2,0% en peso. La operación del reactor de la segunda etapa es controlada por un \DeltaT igual a 1-3ºC del calorímetro instalado en la línea antes del reactor de escisión del DCP. En el reactor de escisión del DCP, las condiciones del proceso son isotérmicas. Se mantienen diferentes temperaturas de desde 94ºC en las velocidades de alimentación bajas hasta 99ºC a las velocidades de alimentación altas en el reactor de escisión del DCP. La totalidad del proceso (1ª y 2ª etapas) es controlada por el diferencial de temperatura entre los dos calorímetros. Este diferencial de temperatura de los calorímetros \Delta es de 0,2-0,3ºC.

Para reducir las pérdidas no selectivas en la etapa de destello de acetona, se añade amoníaco a la línea antes del evaporador para convertir el ácido sulfúrico en la sal neutra (NH_{4})_{2}SO_{4}. Como resultado, se obtienen rendimientos de AMS del 78,8-79,6% de la teoría en el proceso.

Es el objeto de la presente invención proporcionar un procedimiento para obtener un mayor rendimiento de productos deseados aumentando el rendimiento de AMS a un 85-87% y reduciendo las pérdidas químicas en las columnas de rectificación de los productos de escisión.

Otro objeto es aumentar la seguridad del procedimiento escindiendo CHP en condiciones que son substancialmente isotérmicas.

Otros objetos de la invención son reducir el consumo de energía en el proceso disminuyendo la cantidad de acetona recirculante y recuperando el calor con el reactor de escisión de DCP y DMBA y obtener una conversión de DCP estable en la segunda etapa del procedimiento a velocidades de alimentación variables y en condiciones operativas fluctuantes.

Es otro objeto del procedimiento de la invención reducir las pérdidas no selectivas en la etapa de rectificación del producto de escisión. Estos objetos, y otros, se obtienen mediante el procedimiento de la invención.

Dicho objeto es conseguido mediante el procedimiento de dos etapas para escindir hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico que contiene alcohol dimetilbencílico (DMBA) a fenol, acetona y \alpha-metilestireno (AMS), consistente en:

como primera etapa:

: introducir CHP de grado técnico en al menos el primero de una serie de al menos tres reactores secuenciales;

: escindir el CHP en dichos al menos tres reactores secuenciales en condiciones substancialmente isotérmicas en un margen de temperatura de aproximadamente 47-50ºC para producir una primera corriente de producto a una primera temperatura, conteniendo dicha corriente de producto peróxido de dicumilo (DCP), y

como la segunda etapa:

: calentar la primera corriente de producto a una segunda temperatura de aproximadamente 50-55ºC superior a dicha primera temperatura, produciendo así una primera corriente de producto calentada;

: introducir la primera corriente de producto calentada en un reactor de gasto tipo pistón como segunda etapa, donde el DCP se descompone en una mezcla que contiene fenol, acetona y \alpha-metilestireno.

Se prefiere operar cada uno de los al menos tres reactores a una presión de 1.013 a 10.133 hPa (1 a 10 atmósferas).

Más aún, se prefiere que la temperatura en el primer reactor esté dentro del margen de 47-50ºC, que la temperatura en el segundo reactor sea de 48-50ºC y que la temperatura en el tercer reactor sea de 48-50ºC.

Preferiblemente, el peróxido de dicumilo (DCP) se descompone en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones.

Se prefiere realizar la escisión del hidroxiperóxido de cumeno (CHP) bajo la influencia de un catalizador ácido, presente en una cantidad de aproximadamente un 0,018 a aproximadamente un 0,020% en peso.

El catalizador ácido es preferiblemente ácido sulfúrico.

Más aún, se prefiere añadir el agua y una base para neutralizar el catalizador ácido a la primera corriente de producto en un recipiente intermedio.

La base para neutralizar el catalizador ácido es preferiblemente NH_{4}OH.

Más aún, se prefiere realizar la escisión del peróxido de dicumilo (DCP) en condiciones no isotérmicas.

La escisión del peróxido de dicumilo (DCP) es preferiblemente llevada a cabo a una temperatura de aproximadamente 120 a aproximadamente 146ºC.

Preferiblemente, la temperatura es controlada en cada sección del reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones.

Más aún, se prefiere controlar la temperatura obteniendo un perfil de temperatura sobre cada sección del reactor de gasto tipo pistón y comparando el perfil obtenido con un perfil de temperatura preestablecido para la sección respectiva del reactor.

Preferiblemente, en respuesta a desviaciones detectadas, una introducción de al menos una de una cantidad de agua y/o de solución acuosa de amoníaco alimentada en el reactor de gasto tipo pistón da lugar a un cambio de temperatura o a un ajuste del grado de conversión de ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4}.

Más aún, se prefiere introducir acetona adicional en una cantidad del 5 al 8% en peso en relación a la velocidad de flujo del CHP en dichos al menos tres reactores secuenciales.

Preferiblemente, se introduce acetona adicional en una cantidad del 8 al 16% en peso en relación a la velocidad de flujo del CHP en dicho reactor de gasto de tipo pistón, donde se descompone el DCP.

La cantidad de acetona añadida en la primera o segunda fase en relación a la velocidad de flujo del hidroxiperóxido de cumeno (CHP) es preferiblemente en base a 1 tonelada de CHP técnico.

Más aún, se prefiere que la razón de pesos de acetona adicional con respecto a la primera y segunda etapas sea de 1:1 a 1:3.

Más aún, se prefiere eliminar la acetona añadida a los reactores de la primera y segunda etapas en un evaporador bajo un vacío de 267-800 hPa (200-600 mm Hg) y se condensa en un refrigerador y se recicla a los reactores de la primera y segunda etapas.

Preferiblemente, se usa acetona bruta de la destilación de columnas de acetona como acetona adicional alimentada en la primera y segunda etapas.

La concentración de H_{2}SO_{4} como catalizador es preferiblemente del 0,018 al 0,020% de la masa en la primera etapa y del 0,005 al 0,008% de la masa mantenida en la segunda etapa.

Se prefiere controlar la conversión del peróxido de dicumilo (DCP) en la segunda etapa mediante un cambio, eventualmente de forma simultánea, de la concentración de agua en el medio de reacción, del grado de transferencia de ácido sulfúrico a NH_{4}HSO_{4} y de la temperatura debido a la instalación de un termopar en cada sección del reactor y por comparación del perfil de temperatura obtenido con el requerido por un modelo cinético.

Más preferiblemente, el perfil de temperatura es controlado en cada sección del reactor de peróxido de dicumilo (DCP) en base a la medición de temperatura.

Preferiblemente, se añade una solución acuosa de amoníaco al evaporador para convertir el H_{2}SO_{4} en una sal neutra, (NH_{4})_{2}SO_{4}, para disminuir las pérdidas no selectivas de productos deseados mientras se evapora la acetona.

Se prefiere conducir el régimen de escisión del hidroxiperóxido de cumeno (CHP) según un régimen de reactor de gasto tipo pistón.

Para facilitar el régimen de gasto tipo pistón para la escisión del hidroxiperóxido de cumeno (CHP), cada uno de los tres reactores secuenciales contiene preferiblemente una pluralidad de pantallas.

Más preferiblemente, la pluralidad de pantallas consiste en 6-16 pantallas.

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También se prefiere mantener una magnitud de la razón de circulación de productos de escisión con respecto al hidroxiperóxido de cumeno (CHP) técnico de aproximadamente 8-40:1.

Se consigue además el objeto por el sistema para escindir hidroxiperóxido de cumeno (CHP) técnico para formar fenol, acetona y \alpha-metilestireno (AMS), consistente en:

: una línea de suministro (10) para suministrar una corriente de alimentación que contiene CHP;

: una primera etapa en la que se introduce dicha corriente de alimentación (10), consistiendo dicha primera etapa en una serie de reactores de mezcla (12), que operan en condiciones substancialmente isotérmicas, donde se escinde el CHP para producir una corriente de producto (20);

: un sistema de reciclaje donde al menos una porción (22) de la corriente de producto (20) es separada del resto (30) de dicha corriente de producto (20) y se introduce una primera corriente de acetona de acetona reciclada (66) en dicha primera etapa;

: un tanque de mezcla (32) para recibir el resto (30) de dicha corriente de producto (20) con medios para introducir eventualmente otros materiales en dicho tanque;

: al menos un intercambiador de calor (42, 44) para aumentar la temperatura del resto de la corriente de producto en aproximadamente 50-55ºC;

: un reactor de gasto tipo pistón de múltiples etapas (48) en el que se introduce la corriente de producto calentada (46) y donde se escinde el peróxido de dicumilo (DCP);

: un medio para suministrar una segunda corriente de acetona (68) a dicha segunda etapa, y

: un sistema de medición y control de la temperatura adaptado para controlar el aumento de temperatura en cada etapa de dicho reactor de múltiples etapas (48).

En el procedimiento de la invención, se escinde CHP de grado técnico que contiene DMBA a fenol, acetona y \alpha-metilestireno. Se introduce CHP de grado técnico en al menos el primero de una serie de al menos tres reactores secuenciales, donde el CHP se escinde bajo la influencia de un catalizador ácido. Los reactores se mantienen en condiciones substancialmente isotérmicas en un margen de temperatura de aproximadamente 47 a 50ºC para producir una corriente de producto que contiene DCP y DMBA. Se introduce la corriente de producto en un reactor de escisión, donde se descompone el DCP en una operación no isotérmica en una mezcla que contiene al menos uno de fenol, acetona y \alpha-metilestireno.

Las ventajas de la invención son obtenidas por selección y control de las condiciones de temperatura en la primera y segunda escisiones, de la conversión del CHP en los reactores de la primera etapa y de la composición de los productos de reacción y cambiando el algoritmo del control del reactor en la segunda etapa del procedimiento.

El procedimiento de la invención, de forma similar a procedimientos de fenol conocidos, consiste en varias etapas principales que determinan la selectividad del procedimiento en total:

1.: Oxidación del cumeno (isopropilbenceno) con aire y/u oxígeno a hidroperóxido de cumeno (CHP),

2.: Escisión ácida (H_{2}SO_{4}) del CHP producido y

3.: Rectificación de los productos de escisión del CHP por el método de rectificación en múltiples etapas.

El procedimiento de la invención muestra un perfeccionamiento de los parámetros de consumo del proceso, tales como el valor de consumo de alimentación. Más concretamente, tiene una mejor seguridad de escisión del CHP equilibrando las velocidades de generación de calor y eliminación de calor y mediante una reducción en el consumo de vapor. El procedimiento encarna un nuevo principio del control sobre la segunda etapa - conversión del peróxido de dicumilo (DCP) y del alcohol dimetilbencílico (DMBA). Muestra una reducción en las pérdidas químicas de productos deseados en la etapa de rectificación obtenida cambiando la composición de los productos en la salida del reactor DCP.

Las diversas características de novedad que caracterizan la invención son señaladas con particularidad en las reivindicaciones adjuntas y que forman parte de esta descripción. Para una mejor comprensión de la invención, de sus ventajas operativas y de los objetos específicos obtenidos mediante su uso, se tendría que hacer referencia a los dibujos adjuntos y a la materia descriptiva en donde se ilustra y describe una realización preferida de la invención.

En los dibujos, donde caracteres de referencia similares representan elementos correspondientes o similares a través de las diversas figuras:

la Figura 1 muestra esquemáticamente una realización del procedimiento de la invención,

la Figura 2 muestra el cambio de perfil de temperatura en el reactor DCP dependiendo de la cantidad de calor generado por los productos de escisión y

las Figuras 3A y 3B, respectivamente, muestran la dependencia del perfil de temperatura de las condiciones del reactor DCP y la dependencia de la concentración de DCP de las condiciones del reactor DCP.

El procedimiento de escisión de CHP y DCP de la invención puede ser considerado como con una primera y una segunda etapa con fines de descripción. En la primera etapa, se escinde el CHP y se sintetiza DCP en reactores de mezcla. Esta escisión es realizada bajo la influencia de un catalizador ácido, que es preferiblemente ácido
sulfúrico.

Haciendo referencia a la Fig. 1, se introduce una corriente de alimentación 10 de CHP técnico o que contiene cumeno oxidado a CHP según procedimientos conocidos de la técnica anterior y que contiene DMBA en el primero de una cascada de reactores 12. En una realización preferida, la cascada 12 incluye 3 reactores 14, 16 y 18 dispuestos en serie. Los reactores 14, 16 y 18 son reactores de mezcla con respecto a las reacciones de subproductos y reactores de gasto tipo pistón con respecto a las reacciones de descomposición del CHP. Con este fin, instala una serie de pantallas (no mostradas) en una parte de carcasa de cada uno de los reactores 14, 16 y 18 para permitir la conversión de los reactores 14, 16 y 18 del régimen de mezcla a un régimen de gasto tipo pistón en cada sección de cada reactor. Preferiblemente, se instalan de 6 a 16 pantallas en cada reactor.

En los reactores 14, 16 y 18, el CHP se escinde para formar una primera corriente de producto 20 que contiene aproximadamente un 1% de CHP, fenol y acetona, aproximadamente un 4-5% de DCP a un 2-2,5% de DMBA, aproximadamente un 1-1,5% de AMS y cantidades mínimas de subproductos - dímeros de AMS y fenoles complejos. La escisión es realizada por el ácido sulfúrico, que está en una concentración en los productos de reacción de no menos de 180 ppm y no más de 200 ppm. La primera corriente de producto 20 que sale del reactor 18 se divide y una porción de esa corriente es reciclada a través de la conducción 22 a una bomba 24 desde la que el material es dirigido al reactor 14 después de combinarse con corriente de alimentación de CHP de grado técnico 10. La cantidad relativa de la fracción reciclada de la corriente 20 a la corriente 10 es de aproximadamente (8-40):1. El ácido sulfúrico 26 puede ser introducido en la conducción de reciclado 22.

Se alimenta acetona adicional en la primera etapa del procedimiento. La cantidad de acetona adicional se basa en la velocidad de flujo del CHP técnico y se mantiene dentro del margen del 5-8% en relación a la velocidad de flujo del CHP para alcanzar el valor requerido de conversión del CHP a velocidades variables de alimentación y en condiciones operativas fluctuantes. La cantidad de acetona adicional alimentada no debe pasar del 8%.

La conversión del CHP en los reactores 14, 16 y 18 en serie se mantiene en un 42-50%, preferiblemente un 43-50%, un 67-73% y un 78-82%, correspondientemente. La temperatura en cada uno de los reactores 14, 16 y 18 se mantiene entre 47 y 50ºC. El agua de refrigeración elimina el calor generado en el proceso. Preferiblemente, la temperatura en el reactor 14 es de 47-50%, en el reactor 16 es de 50-48ºC y en el reactor 18 es de 48-50ºC. Es decir, que, a diferencia de la técnica anterior, como se ilustra en la patente Rusa y en la Patente EE.UU. 5.254.751 antes citadas, las condiciones del procedimiento en el procedimiento de la invención son isotérmicas o al menos substancialmente isotérmicas en los reactores 14, 16 y 18. La anterior distribución de conversión de CHP y temperatura en los reactores permite equilibrar la velocidad de generación de calor y la velocidad de eliminación de calor controlando la velocidad de escisión del CHP. Este equilibrio da lugar a un sistema en el que el calor se estabiliza en todos los puntos de los reactores, promoviendo así la seguridad del proceso.

Se obtiene una operación substancialmente isotérmica en los reactores 14, 16 y 18 operando con ciertas cantidades de acetona alimentada adicionalmente y ciertas concentraciones de agua en los productos de reacción y obteniendo una menor concentración de ácido en los productos de reacción. La combinación de las anteriores características da lugar a una cierta velocidad de escisión del CHP y, como resultado, a cierta generación de calor en cada uno de los reactores 14, 16 y 18 en la primera etapa. Debido a diferentes velocidades de flujo de agua de refrigeración a los reactores de la primera etapa, se mantienen condiciones isotérmicas o próximas a ellas. Cuando \DeltaT1 -la diferencia entre las temperaturas de salida y de entrada de un calorímetro de flujo 28- se desvía de la temperatura requerida en 8-9ºC, la temperatura es corregida en el primer reactor, que mantiene el valor requerido de conversión de CHP y, como resultado, la temperatura después del primer reactor. La temperatura después del último reactor de la primera etapa se mantiene también controlando la velocidad de flujo de agua de refrigeración. También se alimenta agua de refrigeración en el espacio del tubo del segundo reactor, pero esa velocidad de flujo se mantiene estable preferiblemente a velocidad de flujo de CHP constante. Dicho método de operación proporciona condiciones que son isotérmicas o substancialmente isotérmicas en los reactores de escisión de CHP de la primera etapa.

Un aspecto ventajoso del procedimiento de la invención es que elimina las zonas de mayor temperatura en los reactores que se producen en los métodos de escisión convencionales de la técnica anterior. La velocidad de formación de subproductos no deseados, tales como dímeros AMS y fenoles complejos, disminuye, dando lugar así a un aumento de la selectividad de la etapa de escisión del CHP y, como resultado, de la selectividad total del procedimiento.

El sistema para llevar a cabo el procedimiento incluye una disposición de medición de temperatura que se ilustra en la Figura 1 como el calorímetro 28.

La porción no reciclada 30 restante de la corriente de producto 22 es introducida en un recipiente intermedio 32. Se mezclan agua 34 y una base 36, que es preferiblemente NH_{4}OH, con la corriente de producto 30 en el recipiente 32. Según se indica, se hace una medición de la temperatura por un dispositivo de medición de temperatura 40 mostrado como un calorímetro en la conducción de descarga del tanque 38. La corriente mixta en la conducción 38 es calentada preferiblemente en dos etapas por intercambiadores de calor 42 (80-90ºC) y 44 (90-100ºC), de tal forma que la temperatura de la corriente aumenta en aproximadamente 50-55ºC.

Se introduce la corriente calentada 46 en un reactor 48 para la escisión del DCP y la deshidratación del DMBA. El reactor 48 es preferiblemente un reactor de gasto tipo pistón de múltiples etapas o múltiples secciones con una disposición de pantallas internas que forman una pluralidad de secciones o zonas dentro del reactor 48.

En el reactor de gasto tipo pistón 48, se producen la reacción principal de conversión del DCP en fenol, acetona y AMS y la reacción de conversión colateral de DMBA en el subproducto deseado AMS. El AMS es un producto deseado, ya que puede convertirse en cumeno y volver entonces a la fase de oxidación del cumeno.

En el reactor 48, se eleva la temperatura de la alimentación de una forma controlada a una temperatura en el margen de aproximadamente 120 a 150ºC y preferiblemente de 140 a 146ºC. El cambio en el reactor 48 es una reacción automantenida. Preferiblemente, cada sección o zona del reactor 48 tiene un control de temperatura independiente por medio de, por ejemplo, un termopar y un sistema de alimentación hacia atrás y hacia adelante del control de la temperatura.

Una corriente de producto 50 abandona el reactor 48, pasa a través del intercambiador de calor 42, donde transfiere calor a la corriente 38, y entra en el evaporador 56, donde tiene lugar la evaporación de la acetona adicionalmente alimentada. La corriente 52 sale a través del intercambiador de calor 42 y se mezcla con una base, tal como NH_{4}OH (54) y pasa entonces a un evaporador 56, donde se evapora parte de la acetona junto con partes de agua, cumeno y fenol. La fase evaporada 58 se condensa en el condensador 60, se separa y se recicla la acetona condensada 66. Se introduce una porción 68 de la acetona reciclada 66 en el recipiente intermedio 32, mientras que la porción 70 se mezcla con la corriente 22. Los productos de escisión no evaporados 72 se eliminan del evaporador 56 y se enfrían en el intercambiador de calor 74 y pasan como 76. Para la acetona añadida a la primera y segunda fases, se puede usar acetona bruta procedente de los productos finales de la etapa de destilación de las columnas de acetona
(no mostradas).

En la primera y segunda etapas del procedimiento, junto con los productos deseados del proceso, tales como fenol, acetona y AMS, se forman subproductos indeseados, tales como dímeros de AMS y fenoles complejos, en los reactores.

Se considera que la formación de subproductos ocurre por el mecanismo convencional de carbono e iones de las reacciones ácidas y catalíticas, es decir, que los productos se protonan por el doble enlace del AMS para formar carbocationita "A"

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y además por conversión de "A" en fenoles complejos y dímeros de AMS.

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Sin embargo, se ha descubierto ahora que la partícula reactiva no es un ion carboni, sino un ion oxoni formado (B):

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Cuando reaccionan fenol y DMBA con este ion oxi, se forman dímeros de AMS y fenoles complejos. Por lo tanto, la partícula reactiva no es AMS, sino una molécula de DMBA.

El mecanismo de reacción determinado invitaba a una mayor investigación de las condiciones de la reacción de conversión del DMBA en AMS y DCP.

De hecho, se recupera el equilibrio del proceso:

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Dos factores importantes, tales como la composición del solvente (es decir, la composición del producto con respecto al proceso) y la temperatura, influyen simultáneamente en el equilibrio entre la primera y segunda partículas reactivas. Habiendo determinado su mecanismo de reacción, examinamos las condiciones de la reacción de conversión del DMBA en el reactor DCP.

El cambio del equilibrio anterior da lugar a una reducción de tres a cuatro veces en la cantidad de DMBA no reaccionado y a la formación de subproductos no deseados. También da lugar a un rendimiento en AMS del 85-89,7% de la teoría en las condiciones seleccionadas de conversión de DMBA y DCP en la segunda etapa del procedimiento. Además, la reducción del contenido en DMBA en la salida del reactor DCP da lugar a una reducción de la cantidad de productos no deseados formados en las columnas de destilación de aproximadamente 15-17 kg/t de fenol a aproximadamente 8-10 kg/t de fenol, que es igual a una reducción del coeficiente de consumo de cumeno de aproximadamente 7-8 kg/t, que es equivalente a una economización del producto de cumeno inicial de aproximadamente 80.000 kg por año por cada 100.000 toneladas de producto fenólico final. La aproximación antes descrita de cambio del equilibrio en la dirección del AMS permite la reducción de las pérdidas químicas durante la etapa de destilación y permite además la selectividad de todo el procedimiento, en particular debido a la reducción en las pérdidas químicas no selectivas durante la etapa de destilación.

Nuestros estudios muestran que el equilibrio DMBA \Delta AMS se establece muy rápidamente. Simultáneamente, el DMBA reacciona para formar dímeros de AMS y fenoles complejos. La velocidad de formación de los dímeros y de los fenoles complejos es más lenta que la primera reacción, pero aumenta substancialmente cuando aumenta la temperatura. Así, existe una competencia adversa entre estas reacciones, en el sentido de que, cuando aumenta la temperatura, el equilibrio cambia al producto AMS deseado, pero también aumenta la cantidad de productos no deseados, tales como dímeros de AMS y fenoles complejos. Con objeto de minimizar la formación de dímeros y de fenoles complejos mejorando el rendimiento de AMS, se realiza el proceso de escisión en el reactor DCP de tal forma que la temperatura media de la reacción en el reactor DCP no se mantenga próxima a la temperatura máxima, sino que se mantenga preferiblemente de tal modo que la temperatura media en el reactor o en una serie de zonas sea inferior, por ejemplo, preferiblemente aproximadamente 15ºC inferior, a la temperatura máxima alcanzada en el reactor. Por otra parte, no se debe elevar la temperatura en las zonas respectivas a una velocidad demasiado lenta, ya que esto también interfiere con la producción del producto final deseado. La curva de temperatura real depende de la cantidad de DCP y DMBA, que es función de la selectividad de la primera etapa. Concentraciones mayores de DCP desvían la curva.

Se ha visto también que el efecto térmico de la escisión de DCP es de 896 kJ/kg (214 kcal/kg). Usando la liberación de calor determinada de la reacción, se lleva a cabo el proceso de la escisión del DCP en condiciones no isotérmicas, como se muestra en la Fig. 2.

Dependiendo de la cantidad de calor generado por los productos de escisión en el intercambiador de calor 44 (véase la Fig. 1), el perfil de temperatura en el reactor DCP puede ser diferente, es decir, un perfil esencialmente isotérmico (curva T-1), no isotérmico (curva T-3) o intermedio (curva T-2), como se muestra en la Fig. 2.

A pesar de iguales temperaturas en la entrada y salida del reactor en el caso de T-1 y de T-2 (Fig. 2) y en el caso de T-2 y T-3, cuando la temperatura media en el reactor es la misma, los resultados finales del rendimiento en AMS son significativamente diferentes. Los peores resultados se obtienen para el caso de T-1, cuando la temperatura en el reactor 48 es casi constante (es decir, que las condiciones son isotérmicas). En estas condiciones, el rendimiento en AMS es de aproximadamente un 70% del teórico.

Se obtienen los mejores resultados cuando el proceso opera no isotérmicamente (véase la curva T-2) en el reactor de gasto tipo pistón 48. El rendimiento en AMS es de aproximadamente un 89,7% del teórico. Para el caso de T-3, cuando la temperatura media es igual a la temperatura media de T-2, se obtienen resultados intermedios entre procesos isotérmicos y no isotérmicos: el rendimiento en AMS es de aproximadamente un 78-80% del teórico.

En una realización preferida, se instala un termopar en cada sección del reactor DCP para mantener el máximo rendimiento en AMS en el reactor DCP. Se compara el perfil de temperatura obtenido con el perfil de temperatura óptima, basándose este último en el modelo cinético desarrollado.

En el caso de fluctuaciones en el perfil de temperatura cuando la conversión de DCP es incompleta o la conversión de DCP supera el valor permisible, se ajusta la concentración de agua en el reactor para devolver el perfil de temperatura a los valores iniciales, como se muestra en la Fig. 3A. La Fig. 3A representa la dependencia del perfil de temperatura con respecto a las condiciones de reactor DCP, mientras que la Fig. 3B representa la dependencia de las concentraciones de DCP con respecto a las condiciones del reactor DCP. Tanto en la Fig. 3A como en la 3B, la curva 1 indica el perfil de temperatura óptima, la curva 2 indica el perfil en condiciones severas y la curva 3 indica en la Fig. 3A el perfil durante condiciones suaves e indica en la Fig. 3B el perfil cuando el DCP se convierte incompletamente. La zona "I" indica la zona de calentamiento del producto de escisión.

En las condiciones severas de la curva 2, Fig. 3B, se alimenta agua adicional en el reactor. Esto reduce las propiedades ácidas del catalizador y optimiza el perfil de temperatura.

En el caso de la conversión incompleta de DCP (curva 3, Fig. 3B) en el reactor, la cantidad de agua alimentada en el reactor disminuye y la temperatura en el calentador instalado antes del reactor DCP aumenta. Esto da lugar a un aumento en la velocidad de escisión del DCP y permite obtener el valor de conversión de DCP requerido.

El procedimiento de la invención exhibe numerosas ventajas sobre el procedimiento de la técnica anterior. En particular, el procedimiento de la invención difiere del procedimiento descrito en la Patente EE.UU. Nº 5.254.751 como sigue:

1.: El procedimiento de escisión del CHP en los reactores de mezcla es conducido, debido a las velocidades equilibradas de generación de calor y eliminación de calor, en condiciones que son muy próximas a isotérmicas o que lo son substancialmente. Esto mejora la seguridad y la selectividad del proce- dimiento.

2.: El procedimiento de escisión del DCP en el reactor de gasto tipo pistón es no isotérmico a un aumento de temperatura controlado de 120 a 146ºC y a la profundidad de conversión de DCP y DMBA controlada cambiando al mismo tiempo la concentración de agua en los productos de escisión y el grado de conversión del ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4} a velocidades de flujo variables. La temperatura es controlada instalando un termopar en cada sección del reactor de gasto tipo pistón. El perfil de temperatura obtenido es comparado con el perfil de temperatura requerido por el modelo cinético. En base a la desviación de temperatura o valor \Delta en cada sección del reactor y a las fluctuaciones, se corrigen la cantidad de agua adicionalmente alimentada en el reactor, la temperatura y el grado de conversión del ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4}.

3.: La composición del ambiente de la reacción en la fase de descomposición del CHP y en la fase de descomposición del DCP es materialmente diferente debido a la adición de cantidades variables de acetona en cada una de las etapas mencionadas.

4.: Debido al cambio de la composición del medio de reacción y al cambio del algoritmo del control del reactor en la segunda etapa del procedimiento, el rendimiento del AMS deseado aumenta a un 85-89,7% del teórico.

Las ventajas y características antes mencionadas del procedimiento de la invención quedan demostradas en los siguientes ejemplos y se tabulan en las Tablas 1 y 2 mostradas a continuación después de las descripciones de los Ejemplos. El Ejemplo 1 es un ejemplo comparativo, mientras que los Ejemplos 2 a 11 son del procedimiento de la invención.

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Ejemplo 1

(Comparativo)

Se alimentan 72 t/h de CHP técnico en el bloque del reactor, consistente en tres reactores de tipo tubo instalados en serie. Los reactores son operados a presiones de 2.027-10.133 hPa (2-10 atm.). La composición del CHP técnico introducido en la serie de reactores es la siguiente:

Componente	% peso

Hidroperóxido de cumeno	82,9
Cumeno	12,0
DMBA	4,2
Acetofenona	0,6
Peróxido de dicumilo	0,3

Se añaden continuamente 9.976 kg de acetona por hora a los productos de escisión circulantes según el algoritmo fijado (apr. un 12,16% de la cantidad de CHP añadido).

Como resultado de la adición de acetona, la razón molar de los productos de reacción fenol:acetona:cumeno es de 1:1,42:0,22.

Se añade ácido sulfúrico continuamente a los productos de escisión circulantes. La velocidad de flujo del ácido sulfúrico es de 21 kg/h, el contenido en ácido sulfúrico en los productos de reacción es de 250 ppm y la velocidad de flujo del agua es de 2 kg/h.

En la primera etapa, se mantiene la conversión del CHP en el primer reactor al 65%, en el segundo reactor al 89,6% y en el tercer reactor al 94,5%. Las temperaturas en los reactores respectivos se mantiene a 75,8ºC, 72,4ºC y 63,1ºC.

La concentración de CHP en la salida de los reactores de la primera etapa (14, 16 y 18) es del 0,21% en peso, que corresponde a un valor de \DeltaT1 de 1,59ºC en el calorímetro mediante el cual se controla la primera etapa del proceso.

La escisión del DCP formado en el bucle de circulación es realizada en un reactor de gasto tipo pistón de dos secciones adiabático. Se añade continuamente agua a una velocidad de flujo de 716,6 kg/h a la conducción de alimentación al reactor de escisión del DCP para mantener la concentración de agua en la salida del reactor a un 1,91% en peso.

En el reactor de escisión del DCP, se mantiene la misma composición de productos de reacción, es decir, la razón de fenol:acetona:cumeno encontrada en los productos de escisión del CHP.

El reactor de la segunda etapa es controlado por el diferencial de temperatura \DeltaT2, que es igual a 1,34ºC por el calorímetro instalado en la conducción antes del reactor de escisión del DCP. El proceso en el reactor de escisión del DCP es isotérmico a una temperatura de 99ºC. El proceso global (1ª y 2ª etapas) es controlado por la diferencia de temperatura entre los dos calorímetros. Esa diferencia de temperatura basada en las lecturas del calorímetro es de 0,25ºC.

Se elimina la acetona añadida a los productos de reacción en la etapa de escisión del CHP en el evaporador instalado después del reactor de escisión del DCP. Después de ser destilada en el evaporador y condensada en el refrigerador, la acetona es reciclada a la fase de escisión del CHP.

Para reducir las pérdidas no selectivas de productos deseados, tales como fenol y AMS, se añade una solución acuosa de amoníaco al evaporador para convertir el ácido sulfúrico en la sal neutra (NH_{4})_{2}SO_{4}.

El rendimiento en AMS después de la etapa de escisión es del 78,6% del teórico.

Ejemplo 2

Se introducen 72 t/h de CHP técnico que tiene la composición del Ejemplo 1 en los reactores de mezcla en la fase de escisión del CHP. El proceso es como se muestra en la Figura 1.

La escisión del CHP está indicada en productos de reacción donde la razón molar de fenol:acetona:cumeno se mantiene como 1:1,28:0,22. Esto corresponde a un 8% rel. de acetona alimentada adicionalmente en base al CHP técnico.

La velocidad de flujo del ácido sulfúrico es de 16,6 kg/h. La concentración de ácido sulfúrico en los productos de reacción es de 200 ppm.

En el primer reactor, se mantiene una conversión del 50%. En el segundo reactor, la conversión es del 69,0% y del 81,16% en el tercer reactor. Las temperaturas son de 48,2ºC, 48,3ºC y 49ºC, respectivamente. El perfil de temperatura en los reactores de escisión del CHP es substancialmente isotérmico.

La escisión del DCP es llevada a cabo en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera no isotérmicamente a un aumento de temperatura controlado de 120 a 137ºC. Cada sección del reactor está equipada con un sistema para mantener una temperatura fijada en el mismo.

Se añade agua, a una velocidad de flujo de 418,9 kg/h, de forma continua a la conducción de alimentación en el reactor de escisión del DCP para mantener una concentración de agua en la salida del reactor del 1,4% en peso. Se añaden 57,5 kg/h de una solución acuosa de amoníaco al 5% para dar una conversión de ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4} del 50%.

Se elimina la acetona, añadida a los productos de reacción de la fase de escisión del CHP, en el evaporador que sigue al reactor de escisión del DCP. Se recicla la acetona, destilada en el evaporador y condensada en el refrigerador, a la fase de escisión del CHP.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 85,6% del teórico.

Ejemplo 3

Se lleva a cabo un procedimiento de escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 2 con CHP técnico de la siguiente composición.

Componente	% peso

Hidroperóxido de cumeno	90,3
Cumeno	2,0
DMBA	6,2
Acetofenona	1,0
Peróxido de dicumilo	0,5

La conversión de CHP en el primer reactor es del 49,6%, en el segundo reactor es del 67,0% y en el tercer reactor es del 78,9%. Las temperaturas en los reactores son de 48,5ºC, 49,5ºC y 50,0ºC, respectivamente.

Se realiza la escisión del DCP en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera no isotérmicamente con un aumento de temperatura controlado de 120 a 143ºC, equipado con un sistema de mantenimiento forzado independiente de la temperatura fijada en cada sección.

Se añade un flujo continuo de agua de 198,7 kg/h a la conducción de alimentación en el reactor de escisión de DCP para mantener la concentración de agua en la salida del reactor al 1,4% en peso. Se añade una solución acuosa de amoníaco al 5% a una velocidad de flujo de 60,3 kg/h para obtener una conversión del 50% del ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4}.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 85,1% del teórico.

Ejemplo 4

Se lleva a cabo el proceso del mismo modo que en el Ejemplo 2, excepto por añadir 15,1 kg/h de ácido sulfúrico a los productos de escisión circulantes, lo que resulta en una reducción de la concentración de H_{2}SO_{4} en los reactores de escisión de CHP a 180 ppm.

La conversión de CHP en el primer reactor es del 48,8%, en el segundo reactor es del 67,0% y en el tercer reactor es del 79,6%. Las temperaturas son de 48,4ºC, 49,1ºC y 49,9ºC, respectivamente.

Se lleva a cabo la escisión de DCP en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera no isotérmicamente a un aumento de temperatura controlado de 120 a 139ºC. El reactor está equipado con un sistema para mantener independientemente la temperatura fijada en cada sección.

El rendimiento en AMS después de la etapa de escisión es del 85,8% del teórico.

Ejemplo 5

Se lleva a cabo un proceso de escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 2, excepto por llevar a cabo la escisión en los productos de reacción manteniendo la razón molar de fenol:acetona:cumeno como 1:1,19:0,22, que corresponde a un 5% rel. de acetona adicionalmente alimentada en base al CHP técnico.

La concentración de ácido sulfúrico en los productos de reacción es de 180 ppm.

La conversión de CHP en el primer reactor es igual al 50,0%, en el segundo reactor al 68,8% y en el tercer reactor al 81,7%. Las temperaturas son de 47,0ºC, 48,3ºC y 48,9ºC, respectivamente.

Se realiza la escisión del DCP en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera no isotérmicamente a un aumento de temperatura controlado de 120 a 135ºC. El reactor está equipado con un sistema para mantener independientemente una temperatura fijada en cada sección.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 85,7% del teórico.

Ejemplo 6

Se realiza una escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 4, excepto por el hecho de que la velocidad de alimentación es de 90 t/h, es decir, un 25% mayor que en el Ejemplo comparativo 1.

La conversión del CHP en el primer reactor es igual al 44,0%, en el segundo reactor al 67,0% y en el tercer reactor al 77,1%. Las temperaturas son de 50,0ºC, 50,0ºC y 48,6ºC, respectivamente.

La escisión del DCP se produce en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera en condiciones no isotérmicas a un aumento de temperatura controlado de 120 a 137ºC. El reactor está equipado con un sistema independiente para mantener una temperatura preseleccionada en cada sección del reactor de gasto tipo pistón.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 85,6% del teórico.

Ejemplo 7

Se realiza una escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 4, excepto por el hecho de que la velocidad de alimentación es de 54 t/h, es decir, un 25% menor que en el Ejemplo comparativo 1.

La conversión del CHP en el primer reactor es del 50,0%, en el segundo reactor del 72,9% y en el tercer reactor del 81,9%. Las temperaturas son de 50,0ºC, 49,2ºC y 49,0ºC, respectivamente.

Se realiza la escisión del DCP en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones que opera en condiciones no isotérmicas a un aumento de temperatura controlado de 120 a 137ºC. El reactor está equipado con un sistema de mantenimiento forzado independiente de temperatura fijada en cada sección.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 85,5% del teórico.

Ejemplo 8

Se realiza una escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 4, excepto por añadir agua, a una velocidad de flujo de 886,0 kg/h, a los productos de escisión del CHP antes de alimentarlos en el reactor de escisión del DCP para mantener una concentración de agua en el reactor de escisión del DCP igual al 2,0% en peso.

Se realiza la escisión del DCP de un modo no isotérmico a un aumento de temperatura controlado de 129 a 146ºC.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 87,0% del teórico.

Ejemplo 9

Se realiza la escisión del CHP del mismo modo que en el Ejemplo 7, excepto por añadir 629,0 kg/h de flujo de agua a los productos de escisión del CHP antes de añadir la alimentación a la escisión del DCP para mantener la concentración de agua en el reactor de escisión del DCP en un 1,7% en peso.

Se realiza la escisión del DCP no isotérmicamente a un aumento de temperatura controlado de 125 a 142ºC.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 86,4% del teórico.

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Ejemplo 10

Se realiza una escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 2, excepto por introducir agua, a una velocidad de flujo de 886,0 kg/h, en los productos de escisión del CHP antes de añadir la alimentación al reactor de escisión del DCP para mantener la concentración de agua en el reactor de escisión del DCP en un 2,0% en peso. La etapa de escisión del DCP es llevada a cabo no isotérmicamente a un aumento de temperatura controlado de 129 a 146ºC.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión del DCP es del 86,8% del teórico.

Ejemplo 11

Se realiza una escisión de CHP del mismo modo que en el Ejemplo 9, excepto por añadir 629,0 kg/h de agua y 17.280 kg/h de acetona a los productos de escisión del CHP antes de introducir la alimentación en el reactor de escisión del DCP para mantener la concentración de agua en el reactor de escisión del DCP en un 1,7% en peso y la concentración adicional de acetona en el reactor de escisión del DCP en un 24% en relación al CHP introducido en la primera etapa.

El rendimiento en AMS tras la etapa de escisión es del 89,7% del teórico.

Los resultados de los ejemplos anteriores están tabulados en las siguientes Tablas 1 y 2.

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(Tabla pasa a página siguiente)

4

TABLA 2 De resumen de los ejemplos. 2ª Etapa - escisión del DCP

Exp. Nº	[H_{2}SO_{4}],	[H_{2}O],	[DCP] salida,	Temp.,	Rendimiento
	ppm	% peso	% peso	ºC	AMS, %
1	250	1,91	0,08	99	78,6
2	100	1,4	0,05	120-137	85,6
3	100	1,4	0,05	120-143	85,1
4	90	1,4	0,05	120-137	85,8
5	90	1,4	0,05	120-137	85,7
6	90	1,4	0,05	120-137	85,6
7	90	1,4	0,05	120-137	85,5
8	90	2	0,05	127-148	87
9	90	1,7	0,05	123-140	86,4
10	100	2	0,05	127-146	88,8
11	100	1,7	0,05	123-140	89,7

Claims

1. Un procedimiento de dos etapas para escindir hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico que contiene alcohol dimetilbencílico (DMBA) a fenol, acetona y \alpha-metil-estireno (AMS), consistente en:

como primera etapa:

: introducir hidroperóxido de cumeno (CHP) de grado técnico en al menos el primero de una serie de al menos tres reactores secuenciales;

: escindir el hidroperóxido de cumeno (CHP) en dichos al menos tres reactores secuenciales en condiciones substancialmente isotérmicas en un margen de temperatura de aproximadamente 47-50ºC para producir una primera corriente de producto a una primera temperatura, conteniendo dicha corriente de producto peróxido de dicumilo (DCP), y

como la segunda etapa:

: introducir la primera corriente de producto calentada en un reactor de gasto tipo pistón como segunda etapa, donde el peróxido de dicumilo (DCP) se descompone en una mezcla que contiene fenol, acetona y \alpha-metilestireno.

2. El procedimiento de la reivindicación 1, donde cada uno de los al menos tres reactores es operado a una presión de 1.013 a 10.133 hPa (1 a 10 atmósferas).

3. El procedimiento de la reivindicación 1, donde la temperatura en el primer reactor está dentro del margen de 47-50ºC, la temperatura en el segundo reactor es de 48-50ºC y la temperatura en el tercer reactor es de 48-50ºC.

4. El procedimiento de la reivindicación 1, donde el peróxido de dicumilo (DCP) se descompone en un reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones.

5. El procedimiento de la reivindicación 1, donde la escisión del hidroxiperóxido de cumeno (CHP) es realizada bajo la influencia de un catalizador ácido, presente en una cantidad de aproximadamente un 0,018 a aproximadamente un 0,020% en peso.

6. El procedimiento de la reivindicación 5, donde el catalizador ácido es ácido sulfúrico.

7. El procedimiento de la reivindicación 5 ó 6, donde se añaden agua y una base para neutralizar el catalizador ácido a la primera corriente de producto en un recipiente intermedio.

8. El procedimiento de la reivindicación 7, donde la base es NH_{4}OH.

9. El procedimiento de la reivindicación 1, donde la escisión del peróxido de dicumilo (DCP) es realizada en condiciones no isotérmicas.

10. El procedimiento de la reivindicación 9, donde la escisión del peróxido de dicumilo (DCP) es realizada a una temperatura de aproximadamente 120 a aproximadamente 146ºC.

11. El procedimiento de la reivindicación 4 ó 8, donde la temperatura es controlada en cada sección del reactor de gasto tipo pistón de múltiples secciones.

12. El procedimiento de la reivindicación 11, donde la temperatura es controlada obteniendo un perfil de temperatura sobre cada sección del reactor de gasto tipo pistón y comparando el perfil obtenido con un perfil de temperatura preestablecido para la sección respectiva del reactor.

13. El procedimiento de la reivindicación 12, donde, en respuesta a desviaciones detectadas, una introducción de al menos una de una cantidad de agua y/o una solución acuosa de amoníaco alimentada en el reactor de gasto tipo pistón conduce a un cambio de temperatura o a un ajuste del grado de conversión de ácido sulfúrico en NH_{4}HSO_{4}.

14. El procedimiento de la reivindicación 1, donde se introduce acetona adicional en una cantidad del 5 al 8% en peso en relación a la velocidad de flujo del hidroperóxido de cumeno (CHP) en dichos al menos tres reactores secuenciales.

15. El procedimiento de la reivindicación 1, donde se introduce acetona adicional en una cantidad del 8 al 16% en peso en relación a la velocidad de flujo del hidroperóxido de cumeno (CHP) en dicho reactor de gasto tipo pistón donde se descompone el peróxido de dicumilo (DCP).

16. El procedimiento de la reivindicación 1, donde la cantidad de acetona añadida en la primera o segunda etapa en relación a la velocidad de flujo del hidroperóxido de cumeno (CHP) está en base a 1 tonelada de hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico.

17. El procedimiento de la reivindicación 14 y 15, donde la razón de pesos de acetona adicional con respecto a la primera y segunda fases es de 1:1 a 1:3.

18. El procedimiento de la reivindicación 17, donde se elimina la acetona añadida a los reactores de la primera y segunda etapas en un evaporador bajo un vacío de 267-800 hPa (200-600 mm Hg) y se condensa en un refrigerador y se recicla a los reactores de la primera y segunda etapas.

19. El procedimiento de la reivindicación 16, donde se usa la acetona bruta de la destilación de las columnas de acetona como acetona adicional alimentada en la primer y segunda fases.

20. El procedimiento de la reivindicación 6, donde la concentración de H_{2}SO_{4} como catalizador es del 0,018 al 0,020% de la masa en la primera etapa y del 0,005 al 0,008% de la masa mantenida en la segunda etapa.

21. El procedimiento de la reivindicación 9, donde la conversión de peróxido de dicumilo (DCP) en la segunda etapa es controlada por un cambio, eventualmente de forma simultánea, de la concentración de agua en el medio de reacción, del grado de transferencia de ácido sulfúrico a NH_{4}HSO_{4} y de la temperatura debida a la instalación de un termopar en cada sección del reactor y por comparación del perfil de temperatura con el requerido por un modelo cinético.

22. El procedimiento de la reivindicación 21, donde el perfil de temperatura es controlado en cada sección del reactor de peróxido de dicumilo (DCP) en base a la medición de temperatura.

23. El procedimiento de la reivindicación 18, donde se añade una solución de amoníaco acuoso al evaporador para convertir el H_{2}SO_{4} en la sal neutra (NH_{4})_{2}SO_{4} para reducir las pérdidas no selectivas de productos deseados mientras se evapora la acetona.

24. El procedimiento de la reivindicación 1, donde el régimen de escisión del hidroperóxido de cumeno (CHP) es conducido según un régimen de reactor de gasto tipo pistón.

25. El procedimiento de la reivindicación 24, donde, para facilitar el régimen de gasto tipo pistón para la escisión del hidroperóxido de cumeno (CHP), cada uno de los tres reactores secuenciales incluye una pluralidad de pantallas.

26. El procedimiento de la reivindicación 25, donde la pluralidad de pantallas consiste en 6-16 pantallas.

27. El procedimiento de la reivindicación 25, donde se mantiene una magnitud de una razón de circulación de productos de escisión con respecto al hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico a aproximadamente 8-40:1.

28. Un sistema para escindir hidroperóxido de cumeno (CHP) técnico para formar fenol, acetona y \alpha-metilestireno (AMS), consistente en:

: una primera etapa en la que se introduce dicha corriente de alimentación (10), consistiendo dicha primera etapa en una serie de reactores de mezcla (12), que operan en condiciones substancialmente isotérmicas, donde se escinde el hidroperóxido de cumeno (CHP) para producir una corriente de producto (20);