OBTENCION DE ANHIDRIDO DE ACIDO FTALICO A TRAVES DE LA OXIDACION EN FASE GASEOSA DE O-XILENO EN UN REACTOR PRINCIPAL Y UN POSTREACTOR.

Procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la oxidación catalítica en fase gaseosa de o-xileno,

en el cual, en un reactor principal, se convierte una mezcla gaseosa de o-xileno y un gas que contiene oxígeno en un producto de reacción gaseoso intermedio que contiene o-xileno no convertido, productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico y anhídrido de ácido ftálico,

en el cual el calor de reacción obtenido en el reactor principal se evacua, al menos parcialmente, a través de la refrigeración indirecta con un medio portador de calor, y se conduce el producto de reacción intermedio, con una temperatura inferior a la temperatura más baja del medio portador de calor, a un postreactor,

caracterizado porque

la concentración de o-xileno no convertido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 1% en peso, y la suma de las concentraciones de productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico en el producto de reacción intermedio, al menos, 0,5% en peso, siempre en relación al peso total de los componentes orgánicos en el producto de reacción intermedio

Obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la oxidación en fase gaseosa de o-xileno en un reactor principal y un postreactor.

La presente invención comprende un procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de oxidación en fase gaseosa de o-xileno en un reactor principal y en un postreactor postconectado.

La oxidación en fase gaseosa de o-xileno y/o de naftalina en anhídrido de ácido ftálico (PSA) se conoce y está ampliamente descrita en la literatura. Se puede encontrar un resumen, por ejemplo, en H. Suter, Phthalsäureanhydrid und seine Verwendung (El anhídrido de ácido ftálico y su aplicación), Editorial Steinkopf, Darmstadt, 1972 o F.K. Towae, W. Enke, R. Jäckh, N. Bhargava en Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry (Enciclopedia Ullman de química industrial), vol A20, 1992, páginas 181-190.

En general, la reacción de oxidación de o-xileno se realiza al aire en un reactor de haz tubular templado con sal fundida. A su vez, se desea alcanzar una conversión prácticamente completa del hidrocarburo utilizado en el reactor y, al mismo tiempo, una calidad elevada de producto del anhídrido de ácido ftálico obtenido. Para lograr esto, por un lado, y, al mismo tiempo, evitar un daño del catalizador debido a temperaturas elevadas de los puntos calientes (hot spots), en general, los catalizadores de diferente actividad se disponen en los tubos en forma de capas, asimismo, en general, el catalizador menos activo es dispuesto de tal modo en el lecho fijo que la mezcla de reacción entra primero en contacto con él, mientras el catalizador más activo se encuentra en dirección de la salida de gas de la carga de catalizador. Dichas estructuraciones de actividad del catalizador están descritas, por ejemplo, en las memorias DE 198 23 262, DE 198 23 275, DE 100 40 827 y DE 102 06 989.

Sin embargo, sobre todo en el caso de cargas mayores de hidrocarburos, se torna cada vez más difícil alcanzar una calidad de producto suficiente sin pérdidas de rendimiento en el reactor a través de la oxidación total en CO y CO₂, dado que, en este caso, la capa de catalizador más activa pero menos selectiva en la salida de gas de la carga de catalizador debe realizar un mayor aporte para el rendimiento total. Con el tiempo, dicho efecto también se presenta por la lenta desactivación de la o las capas selectivas generalmente muy cargadas en la entrada de gas de la carga de catalizador.

Una posibilidad para superar dichas dificultades descritas consiste en la utilización de dos reactores separados en lugar de un solo reactor. Por ejemplo, en la memoria DE 20 05 969 se describe un procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico en dos reactores separados entre sí. En el caso del primer reactor, se trata de un reactor de haz tubular refrigerado con un baño salino y accionado en gran parte isotérmicamente, mientras que el segundo reactor es un horno de cuba de accionamiento adiabático. La reacción en el primer reactor es conducida, a su vez, de modo tal que 1 a 20% en peso del hidrocarburo utilizado permanece invariable. Además, el procedimiento está caracterizado porque la temperatura T1 del termocambiador en el primer reactor se encuentra entre 380 y 430ºC y la temperatura de entrada T2 del segundo paso de reacción accionado adiabáticamente corresponde a la relación T2 = T1 -5 a 150ºC.

El procedimiento descrito en la memoria DE 198 07 018 y en la memoria US 5 969 160 comprende, al menos, dos reactores separados, asimismo, en el caso del primer reactor se trata de un reactor principal refrigerado por baño salino y en el caso del segundo reactor, se trata de un postreactor sin dispositivo de refrigeración con el mismo catalizador o con un catalizador diferente. Asimismo, el flujo de gas de producto se lleva a cabo en el postreactor desde arriba hacia abajo. El procedimiento posibilita la reducción de la temperatura en el reactor principal en sentido de las condiciones de suboxidación, por lo cual los valores de ftálico en la salida del reactor principal o en la entrada del postreactor se encuentran en el rango de 0,5 a 0,9% en peso. El control de estas condiciones se lleva a cabo a través de la observación de la proporción de o-xileno en la salida del reactor principal o en la entrada del postreactor, que debe ser, expresamente, inferior a 100 ppm (0,01% en peso).

Otro concepto de postreactor se describe en H.-J. Eberle, J. Breimair, H. Domes, T. Gutermuth, PTQ Summer 2000, 129-133. En este caso, al reactor de haz tubular refrigerado con baño salino que contiene un catalizador de múltiples capas, le es postconectado un postreactor con un catalizador en panal, asimismo, antes de ingresar a la zona del postreactor el flujo de gas de producto es refrigerado hasta alcanzar la temperatura deseada de entrada a través de un refrigerador de gas de producto. El postreactor sirve, en primera línea, para mantener una calidad predeterminada del anhídrido de ácido ftálico generado, especialmente, en el caso de cargas elevadas de o-xileno y con catalizadores de reactor principal envejecidos. La concentración de o-xileno en la entrada del postreactor se encuentra, en el caso de un catalizador de reactor principal que ha alcanzado el fin de su vida útil, en, aproximadamente 0,65-0,70% en peso de la suma de los componentes orgánicos en el flujo de gas de producto, y la concentración de componentes secundarios suboxidados como ftálido o o-tolilaldehído en 0,20-0,50% en peso de la suma de componentes orgánicos en el flujo de gas de producto.

La presente invención tiene como objeto incrementar la ganancia total de anhídrido de ácido ftálico sin desmejorar, o sin desmejorar de manera considerable la calidad de producto.

El objeto se alcanza mediante un procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la oxidación catalítica en fase gaseosa de o-xileno, en el cual en un reactor principal se convierte una mezcla gaseosa de o-xileno y un gas que contiene oxígeno en un producto de reacción gaseoso intermedio que contiene o-xileno no convertido, productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico y anhídrido de ácido ftálico, en el cual, el calor de reacción obtenido en el reactor principal se evacua, al menos parcialmente, a través de la refrigeración indirecta con un medio portador de calor, y se conduce el producto de reacción intermedio, con una temperatura inferior a la temperatura más baja del medio portador de calor a un postreactor, caracterizado porque la concentración de o-xileno no convertido, en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 1% en peso, y la suma de las concentraciones de productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico en el producto de reacción intermedio, al menos, 0,5% en peso, siempre en relación al peso total de los componentes orgánicos en el producto de reacción intermedio.

Se entiende por productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico aquellos cuerpos C₈ con un número de oxidación más bajo que anhídrido de ácido ftálico, que todavía pueden ser oxidados hasta obtener anhídrido de ácido ftálico. Entre ellos se encuentran, especialmente, o-tolilaldehído, ácido o-tolilo y ftálido.

Habitualmente, la concentración de o-xileno no convertido en el producto de reacción intermedio es de 1,2 a 5,0% en peso, preferentemente, 1,4 a 2,0% en peso.

Preferentemente, la suma de las concentraciones de o-tolilaldehído y ftálido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 5,0% en peso, por ejemplo, 0,6 a 1,5% en peso, preferentemente, 0,7 a 1,3% en peso.

Preferentemente, la concentración de o-tolilaldehído en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 0,25% en peso, especialmente, 0,35 a 0,6% en peso.

Preferentemente, la concentración de ftálido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 0,25% en peso, especialmente, 0,35 a 0,6% en peso.

Generalmente, la relación en peso de o-xileno no convertido respecto de o-tolilaldehído en el producto de reacción intermedio es de 1 a 20, preferentemente, 2 a 10; y la relación de peso de o-xileno no convertido respecto del ftálido es de 1 a 20, preferentemente, 2 a 10.

La proporción de o-xileno en el producto de reacción intermedio es, preferentemente, menor o igual que 20 g/Nm³, de modo especialmente preferido, menor o igual que 15 g/m³.

En modos de ejecución preferidos del procedimiento acorde a la invención se obtienen de manera continua o a intervalos temporales, por ejemplo, al menos una vez por semana, o, al...

1. Procedimiento para la obtención de anhídrido de ácido ftálico a través de la oxidación catalítica en fase gaseosa de o-xileno, en el cual, en un reactor principal, se convierte una mezcla gaseosa de o-xileno y un gas que contiene oxígeno en un producto de reacción gaseoso intermedio que contiene o-xileno no convertido, productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico y anhídrido de ácido ftálico,

en el cual el calor de reacción obtenido en el reactor principal se evacua, al menos parcialmente, a través de la refrigeración indirecta con un medio portador de calor, y se conduce el producto de reacción intermedio, con una temperatura inferior a la temperatura más baja del medio portador de calor, a un postreactor,

caracterizado porque

la concentración de o-xileno no convertido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 1% en peso, y la suma de las concentraciones de productos de suboxidación de anhídrido de ácido ftálico en el producto de reacción intermedio, al menos, 0,5% en peso, siempre en relación al peso total de los componentes orgánicos en el producto de reacción intermedio.

2. Procedimiento acorde a la reivindicación 1, en el cual la suma de las concentraciones de o-tolilaldehído y ftálido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 0,5% en peso.

3. Procedimiento acorde a la reivindicación 1 o 2, en el cual la concentración de o-tolilaldehído en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 0,25% en peso.

4. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual la concentración de ftálido en el producto de reacción intermedio es de, al menos, 0,25% en peso.

5. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual se obtienen los valores de medición para la concentración de o-xileno en el producto de reacción intermedio y a partir de los valores de medición se establecen intervenciones de regulación para la temperatura del medio portador de calor en el reactor principal.

6. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual la carga de o-xileno de la mezcla gaseosa que ingresa al reactor principal es de, al menos, 60 g/Nm³.

7. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual la proporción de o-xileno en el producto de reacción intermedio es menor o igual que 20 g/Nm³.

8. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual la temperatura de gas más alta presente en el postreactor es, al menos, 30ºC más baja que la mayor temperatura de gas presente en el reactor principal.

9. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual, en el reactor principal se utilizan exclusivamente catalizador seleccionados entre

10. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual en el postreactor se utiliza, al menos, un catalizador a base de óxido de vanadio y dióxido de titanio, en el cual la proporción de metales alcalinos de la masa activa es menor o igual que 0,20% en peso.

11. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual, al menos, una parte del calor de reacción generado en el postreactor se evacua a través de la refrigeración indirecta con un medio portador de calor.

12. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual el postreactor se acciona esencialmente de modo adiabático.

13. Procedimiento acorde a una de las reivindicaciones anteriores, en el cual se refrigera el producto de reacción intermedio que sale del reactor principal antes de su ingreso al postreactor.