MX2008012951A - Proceso para la hidrogenizacion de un aldehido. - Google Patents

Abstract

La presente invención se relaciona con un proceso para hidrogenar un aldehído. Un aldehído se conecta con un catalizador que comprende un soporte que contiene por lo menos 95% a-alumina y metales sin soporte dispersados en la superficie del soporte. Los metales sin soporte comprenden niquel y/o uno o mas compuestos de los mismos y molibdeno y/o uno o más compuestos de los mismos. El níquel y/o uno o más compuestos de los mismos comprenden desde 3 % de pesos a 9 % de pesos del catalizador, por peso metálico, y el molibdeno y/o uno o más compuestos de los mismos, que comprende desde 1 % de peso a 4 % de peso del catalizador, por pesos metálico.

Description

PROCESO PARA LA HIDROGENIZACION DE UN ALDEHIDO CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se relaciona con un proceso para la hidrogenación de un aldehido. Mas especialmente, la presente invención se relaciona con un proceso para la hidrogenación de un aldehido haciendo contacto entre el aldehido con un catalizador en presencia de hidrógeno, en el cual el catalizador comprende un soporte que contiene por lo menos 95% a-alumina, y metales no soportes que comprenden níquel y/o uno o mas compuestos de los mismos y molibdeno y/o uno o mas compuestos de los mismos. ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN 1 , 3-propanediol (PDO) es un compuesto que posee múltiples usos. Se utiliza como una unidad de monomeros en la producción de poliesteres y poliuretanos que son utilizes como películas y fibras para alfombras y textiles. Es también útil como enfriador del motor. PDO puede prepararse del oxido de etileno (EO) en un proceso que implica dos reacciones primarias. Primero, EO y gas de síntesis (H2/CO) están hidroformilados catalíticamente para formar 3-hidroxipropionaldehido (HPA) en un solvente orgánico. Se extrae HPA del solvente con agua para formar una solución acuosa de HPA, y la solución acuosa de HPA se hidrogeniza luego para formar PDO. REF. : 197230 La hidrogenación de HPA a PDO se lleva a cabo utilizando un catalizador de hidrogenación. El catalizador de hidrogenación debería tener preferiblemente diversas características: 1) debería ser altamente activo durante un periodo extenso de tiempo; 2) it debería hacer que la hidrogenación sea altamente selectiva con respecto a la formación de PDO, mas que otros compuestos 3) debería tener una larga vida de catalizador, 4) no debería descargarse en la corriente del producto PDO y 5) y debería ser costo eficaz, preferentemente utilizando componentes baratos y, si se requiere, la menor cantidad de componentes caros que sea posible . De acuerdo con Hatch et al., la Patente de Estados Unidos No. 2,434,110, se prefieren especialmente para la hidrogenación de HPA a PDO los catalizadores de níquel Raney y oxido de cobre-cromio de Adkin. Hatch et al. También revela otros catalizadores adecuados para la hidrogenación de HPA a PDO que incluyen compuestos catalíticamente activos de metales tales como Fe, Co, Cu, Pd, Zr, Ti, Th, V, Ta, Ag, Mo y Al . Se sabe que los catalizadores Slurry tales como níquel de Raney poseen una alta actividad y selectividad para convertir HPA a PDO como resultado de una distribución homogénea del catalizador en la mezcla de reacción de hidrogenación. Los catalizadores suspendidos o mezclados, tales como níquel de Raney, no obstante, son susceptibles de ser descargados en la corriente del producto PDO en forma de compuestos solubles, necesitando de pasos adiciónales para purificar la corriente del producto PDO. Haas et al., Patente de Estados Unidos No. 6,232,511, revela que un catalizador de rutenio soportado es útil en la hidrogenación de HPA a PDO y evita el problema de que la porción metálica del catalizador contamine la corriente del producto PDO. Se prefiere el uso del catalizador de rutenio soportado en un lecho fijo. El rutenio y otros metales nobles tales como el platino o paladio, no obstante, son muy caros y los catalizadores basados en rutenio y otros metales nobles no son atractivos comercialmente, especialmente para operaciones continuas a gran escala. Arhancet et al. Nos. De Patente 5,945,570 y 6,342,464, revela un catalizador de hidrogenación para hidrogenar HPA a PDO, es decir, un catalizador de metal a granel. El catalizador de metal a granel incluye 25 a 60 % de peso de níquel y 5 a 20 % peso de molibdeno unidos mediante un aglutinante constituido de óxidos de silicona y silicatos y óxidos de zinc, zirconio, calcio, magnesio y/o aluminio. El catalizador es especial y puede ser utilizado en un reactor de hidrogenación de lecho fijo tal como un reactor de lecho de goteo. Los catalizadores de metal a granel, no obstante, están sujetos a romperse en canales catalíticos finos durante un periodo largo de tiempo y les puede faltar la suficiente estabilidad física a ser utilizada para en operaciones continuas a largo plazo y en gran escala. Resumiendo, el catalizador de hidrogenación en la técnica formado por metales catalíticos no nobles, económicamente convenientes, no exhibe actividad de hidrogenación suficiente durante un largo periodo de tiempo, se descargan en la corriente del producto siendo necesarios pasos adiciónales para purificar la corriente del producto o no son lo suficientemente estables físicamente para ser utilizados en un proceso de hidrogenación del aldehido a largo plazo y a nivel industrial . SUMARIO DE LA INVENCIÓN En un aspecto, la presente invención suministra un proceso para la hidrogenación de un aldehido que comprende contactar un aldehido con un catalizador en presencia de hidrógeno, en el que el catalizador consiste en componentes de metal con y sin soporte dispersados en la superficie del soporte, el soporte contiene por lo menos 95% a-alumina tal como se mide por difracción de rayos x del polvo, y los componentes de metal sin soporte comprenden níquel y/o uno o mas compuestos de los mismos y molibdeno y/o uno o mas compuestos de los mismos, en los cuales el níquel y/o uno o mas compuestos de los mismos comprende de 3 % a 9 % del peso del catalizador, por peso metálico, y el molibdeno y/o uno o mas compuestos del mismo de 1 % a 4 % de peso, por peso metálico del catalizador. DESCRIPCIÓN DETALLADA DE LA INVENCIÓN La presente invención provee un proceso de hidrogenación de un aldehido, particularmente hidroxialdehidos , y mas particularmente HPA, haciendo contactar el aldehido con un catalizador en presencia de hidrogeno. El catalizador posee soporte y es particularmente útil como catalizador de lecho fijo. El catalizador incluye un soporte que contiene por lo menos 95 % a-alumina que provee excelente resistencia contra la compresión y ruptura del catalizador en canales. El catalizador es selectivo con respecto a la hidrogenación del aldehido respecto a los catalizadores que poseen soportes ácidos, e.j. sílices y aluminas de transición tales como aluminas gama, delta, theta y kappa debido a que el soporte de a-alumina no acida es menos probable que catalice la formación de acétales del aldehido. El catalizador comprende níquel con componentes de metales catalíticamente activos sin soporte y/o uno o mas compuestos de los mismos y molibdeno y/o uno o mas compuestos de los mismos. Los componentes de metal catalíticamente activo sin soporte se dispersan en el soporte de a-alumina. El catalizador es eficaz para hidrogenar un aldehido a un precio comercialmente aceptable a pesar de la cantidad relativamente pequeña de componentes de metal catalíticamente activos que pueden ser cargados en el soporte de a-alumina—aun si no se requiere que los componentes de metal se incluyan en los metales nobles catalíticos de hidrogenación altamente activa tales como rutenio, platino o paladio. El catalizador de la presente invención provee una ventaja económicamente significativa sobre otros aldehidos, y particularmente HPA, el catalizador de hidrogenación debido a que cantidades relativamente pequeñas de componentes de metal del catalizador activo, relativamente económicos, se requieren para proveer una actividad de hidrogenación a largo plazo a índices de hidrogenación relativamente altosand y el catalizador posee una larga duración debido a su estabilidad física en combinación con su actividad catalítica a largo plazo . En el proceso de la presente invención, una alimentador que comprende un aldehido que esta en contacto con hidrógeno y un catalizador de hidrogenación en un reactor de hidrogenación, el catalizador comprende componentes de metal con o sin soporte ubicados en el soporte, para hidrogenar al aldehido a un alcohol, diol, triol, o poliol. El soporte del catalizador consiste en por lo menos 95 % de a-alumina, tal como lo mide la difracción del polvo de rayos x. Los componentes de metal sin soporte del catalizador son níquel y/o uno o mas compuestos del mismo y molibdeno y/o uno o mas compuestos del mismo. El aldehido puede ser cualquier aldehido que pueda ser hidrogenado a un alcohol, diol, triol, o poliol. En una modalidad, el aldehido puede ser aldehido alifatico recto o de cadena ramificada. En una modalidad, el aldehido alifatico recto o de cadena ramificada puede comprender por lo menos 8 átomos de carbono o puede contener de 2 a 6 átomos de carbono.

En una modalidad, el aldehido es 3-hidroxialdehido, es decir, un compuesto de la formula general R2C (OH)-C (R) 2-CH=0 en la cual cada R puede ser independientemente un átomo de hidrogeno o con untamente un grupo de hidrocarburos que es sustituido o no sustituido, y/o alifatico o aromático. Cada grupo R puede variar en forma independiente en tamaño, por ejemplo, de 1 a 20 átomos de carbono, preferentemente de 1 a 10 átomos de carbono. Asimismo, pueden tener uno o mas sust ituyentes seleccionados de hidroxil, alkoxi, carbonil, carboxi, amino, ciano, mercapto, fosfino, fosfonil y o grupos silil, y/o uno o mas átomos de halógenos. Los 3-hidroxialdehidos preferidos son los que poseen en total de 3 a 12 átomos de carbono, and mas preferentemente 3 a 8 átomos de carbono. Mas preferentemente, 3-hidroxialdehido es HPA, es decir, en el cual cada R es un átomo de hidrógeno. El alimentador puede ser una solución que contiene el aldehido en el cual la solución puede ser una solución acuosa que comprende por lo menos 50 % de peso, o por lo menos 70 % de peso, o por lo menos 90 % de peso, o por lo menos 95% de agua basado en el peso de la solución de alimentación acuosa, o una solución orgánica que comprende por lo menos 50% de peso, o por lo menos 70 % de peso, o por lo menos 90 % de peso, o por lo menos 95% de peso de uno o mas solventes orgánicos basados en el peso de la solución de alimentación orgánica. El aldehido es preferentemente soluble en una solución de alimentación, e.j. si la solución de alimentación es acuosa, el aldehido es preferentemente soluble en una solución de alimentación acuosa, y si la solución de alimentación es orgánica, el aldehido es preferentemente soluble en una solución de alimentación orgánica. En una modalidad, el aldehido puede estar sujeto a deshidratación bajo condiciones para hidrogenar el aldehido, y la solución de alimentación puede contener por lo menos 1 % de peso, o por lo menos 5 % de peso, o por lo menos 20 % de peso, o por lo menos 70 % de peso de agua, donde el agua puede inhibir la deshidración del aldehido en condiciones de hidrogenación . La solución de alimentación puede contener por lo menos 0.1 % de peso del aldehido, por lo menos 0.2 % de peso del aldehido, por lo menos 0.3 % de peso del aldehido, por lo menos 0.5 % de peso del aldehido, o por lo menos 1 % de peso del aldehido basado en el peso liquido de la solución de alimentación. La solución de alimentación puede contener como máximo 15 % de peso del aldehido, como máximo, 12 % del aldehido, como máximo 10 % de peso del aldehido, o como máximo 8 % de peso del aldehido basado en el peso liquido de la solución de alimentación. La solución de alimentación puede contener de 0.1 % de peso a 15 % de peso del aldehido, de 0.2 de % de peso a 10 % de peso del aldehido, o de 0.3 % a 8 % de peso del aldehido basado en el peso liquido de la solución . Si el aldehido esta presente en la solución de alimentación en una cantidad mayor a 15 % de peso, o superior a la cantidad deseada dentro de los rangos establecidos anteriormente, la solución de alimentación puede diluirse con solvente a fin de obtener una concentración deseada de aldehido. Por ejemplo, si el aldehido es HPA en una solución acuosa a una concentración mayor a 15 % de peso, la solución acuosa puede diluirse a una concentración deseada mediante la adición de un liquido acuoso, e.j. agua o PDO acuoso. Puede resultar conveniente diluir la solución de alimentación para reducir la concentración de aldehido a fin de reducir la probabilidad de formación de subproductos no deseados . En una modalidad, la alimentación es una solución que comprende un aldehido, en la cual la alimentación puede comprender el producto de una reacción de hidroformilación de oxirano o un extracto acuoso de un producto de la reacción de hidroformilación de oxirano. El producto de la reacción de hidroformilación de oxirano puede formarse haciendo reaccionar un oxirano con gas de síntesis en un solvente en presencia de un catalizador de hidroformilación, por ejemplo, un catalizador de hidroformilación de cobalto o rodio. El oxirano, puede ser, por ejemplo, oxido de etileno. El solvente puede ser, por ejemplo, un alcohol o un éter de la formula R2-O-R1 en la cual Ri es hidrogeno o C1-20 lineal, ramificado, cíclico, o hidrocarbil aromático o un oxido mono- o polialquileno . Los solventes de hidroformilación preferidos incluyen, por ejemplo, metil-t-butil éter, etil-t-butil éter, dietil éter, fenilisobutil éter, etoxietil éter, difenil éter, fenilisobutil éter, etoxietil éter, y diisopropil éter. Las mezclas de los solventes tales como tetrahidrofurano/tolueno, tetrahidrofurano/heptano, y t-butilalcohol/hexano puede ser utilizado también como solvente de hidroformilación . El gas de síntesis puede comprender una mezcla de H2 y monóxido de carbono que posee un ratio H2:CO de por lo menos 0.5:1 o por lo menos 1:1 y por lo menos, 10:1 o como máximo 5:1. El gas de síntesis puede ser obtenido de una fuente comercialmente disponible, o puede derivarse, por ejemplo, de un proceso de hidrólisis de agua -gas convencioal. En una modalidad, el alimentador puede ser un extracto acuoso de una mezcla de reacción de hidroformilación de oxirano que contenga el aldehido. El extracto acuoso utilizado para extraer la mezcla de reacción de hidroformilación de oxirano puede ser agua, y un agente miscibilizing opcional. En una modalidad, la cantidad de agua utilizada para extraer la mezcla de la reacción de hidroformilación de oxirano puede generalmente ser una cantidad suficiente para proveer agua: un ratio de volumen de mezcla de reacción de 1:1 a 1:20, o de 1:5 a 1:15. En una modalidad, la extracción acuosa puede llevarse a cabo a una temperatura de 25°C a 55°C. En una modalidad, la extracción acuosa puede llevarse a cabo desde 0.34 Pa (50 psig) a 1.37 MPa (200 psig) de presión parcial del monóxido de carbono a fin de maximizar la retención del catalizador de hidroformilación catalizador en una mezcla de reacción de hidroformilación y minimizar la extracción del catalizador de hidroformilación en el extractante acuoso. En una modalidad, el extractante acuoso comprende un alimentador que contiene el aldehido y puede incluir algún metal del catalizador de hidroformilación, que puede ser be, por ejemplo, tipos de cobalto o rodio solubles en agua. El extracto acuoso que contiene aldehido y catalizador' de hidroformilación puede ser utilizado como alimentador para la hidrogenación sin extraer los tipos de catalizador de metal de hidroformilación . Alternativamente, en otra modalidad, el catalizador de hidroformilación pueden oxidarse y extraerse del alimentador, tanto una mezcla de reacción de hidroformilacion o un extracto acuoso de mezcla de hidroformilacion, antes de hidrogenar el aldehido en el alimentador. El catalizador de hidroformilacion puede oxidarse, por ejemplo, pasando un gas de oxidación, e.j. aire u oxigeno, a través de un alimentador para oxidar el metal del catalizador de hidroformilacion . El metal oxidado puede extraerse del alimentador, por ejemplo, haciendo contactar el alimentador con una resina intercambio iónico acido. La resina de intercambio iónico ácido puede ser una resina fuerte de intercambio iónico ácido o un resina débil de intercambio iónico ácido. En una modalidad, el monóxido de carbono puede separarse de la mezcla de la reacción de hidroformilacion o extracto acuoso de la mezcla de la reacción de hidroformilacion que contiene el aldehido, antes de utilizar cualquiera de ellos como alimentador para hidrogenar el aldehido. El monóxido de carbono puede envenar el catalizador de hidrogenacion durante hidrogenacion, y se extrae preferentemente del alimentador que contiene el aldehido antes de contactar el catalizador de hidrogenacion. El monóxido de carbono puede extraerse de la mezcla de reacción de hidroformilacion o del extracto acuoso de la mezcla de reacción de hidroformilacion ajusfando la presión en la mezcla de la reacción o extracto acuoso para la presión atmosférica cercana y se pasa gas de reextracción a través de la mezcla de la reacción o extracto acuoso para extraer el monóxido de carbono de la mezcla de la reacción o extracto acuoso. El gas de reextracción puede ser aire, oxigeno, nitrógeno, y/o hidrocarburo liviano tal como metano o gas natural. Más preferentemente, el alimentador puede ser un extracto acuoso de una mezcla de reacción de hidroformilación de óxido de etileno, en la cual el alimentador comprende HPA. La mezcla de reacción de hidroformilación de óxido de etileno puede formarse hidroformilando el óxido de etileno con el gas de síntesis en un solvente de metil-t-butil éter en presencia de carbonil de cobalto o un catalizador de rodio carbonil para producir HPA. El alimentador puede producirse extrayendo la mezcla de reacción de hidroformilación de óxido de etileno con agua o una solución acuosa. En una modalidad, la mezcla de reacción de hidroformilación puede extraerse con agua o con una solución acuosa bajo presión de monóxido de carbono de 0.34 MPa (50 psig) a 1.37 MPa (200 psig) para minimizar la extracción del catalizador de hidroformilación en el extractante acuoso que forma el alimentador. En una modalidad, el alimentador de extracto acuoso que contiene HPA puede separarse del monóxido de carbono mediante depresurización del extracto acuoso y pasando un gas de reextracción a través del extracto acuoso, donde el gas de reextracción puede ser un hidrocarburo liviano, oxígeno, aire, y/o nitrógeno. En una modalidad, el catalizador de hidroformilación residual puede extraerse del alimentador de extracto acuoso que contiene HPA pasando gas de oxidación tal como aire u oxigeno a través del extracto acuoso para oxidar el catalizador de hidroformilación residual, luego pasando el extracto acuoso a través de una resina de intercambio iónico ácido . El aldehido en el alimentador reacciona con hidrógeno en presencia de un catalizador utilizando métodos conocidos en la técnica. Un reactor de hidrogenacion de lecho fijo se prefiere para llevar a cabo la hidrogenacion a escala industrial con el catalizador utilizado en el proceso de the invención. En el referido reactor, la mezcla de reacción liquida fluye o corre sobre el catalizador en un lecho fijo conjuntamente, en presencia del hidrógeno. Para asegurar una buena distribución del hidrógeno en la mezcla de la reacción y una distribución uniforme de la mezcla del gas/liquido a través de la sección transversal total del lecho fijo, la mezcla de la reacción liquida y el hidrógeno pueden pasar juntos a través de mezcladores estáticos antes de pasar a través del lecho del catalizador. En el proceso de la presente invención, el hidrógeno es provisto para contactar con el aldehido y el catalizador de hidrogenacion para hidrogenar el aldehido en el alimentador. En una modalidad, el hidrógeno puede proveerse en una cantidad excesiva para convertir la totalidad del aldehido en el alimentador. En una modalidad, el hidrógeno se provee a una presión parcial del hidrógeno de por lo menos 1 MPa, o por lo menos 2 MPa, o por lo menos 4 MPa, o por lo menos 5 MPa. En una modalidad, el hidrógeno es provisto a una presión parcial de hidrógeno de por lo menos 70 MPa, o como máximo 20 MPa, o como máximo 10 MPa. En una modalidad, el hidrógeno es provisto a una presión parcial de hidrógeno de IMPa a 70 MPa, o de 2MPa a 20 MPa, o de 4 MPa a 10 MPa. El alimentador comprende un aldehido que puede contactarse con el hidrógeno y el catalizador de hidrogenacion para hidrogenar el aldehido en el alimentdor a un pH efectivo para promover selectivamente la hidrogenacion del aldehido. El alimentador que contiene el aldehido puede tener un pH, o puede ajustarse a un pH, en el cual el aldehido puede evitar que se convierte en subproductos no deseados, por ejemplo, acétales. La solución de alimentador inicial que contiene el aldehido puede también tener un pH, o puede ajustarse a un pH, en el cual el aldehido puede convertirse eficazmente en la reacción de hidrogenacion. Preferentemente, la solución del alimentador inicial que contiene en aldehido puede poseer un pH, o puede ajustarse a un pH, en el cual el aldehido puede convertirse en la reacción de hidrogenacion y en el cual el aldehido puede evitar convertirse en subproductos no deseados. En una modalidad, el aldehido puede contactarse con hidrógeno y el catalizador de hidrogenacion a un pH de por lo menos 2.0, por lo menos 3.0, o por lo menos 4.0 para hidrogenar el aldehido. En una modalidad, el aldehido puede contactarse con hidrógeno y el catalizador de hidrogenación a un pH de un máximo de 7.0, de un máximo de 6.5, de un máximo de 6.0, o de un máximo de 5.5 para hidrogenar el aldehido. En una modalidad, el aldehido puede contactarse con el hidrógeno y el catalizador de hidrogenación a un pH de 2.0 a 7.0, de 3.0 a 6.5, de 4.0 a 6.0, o de 4.0 a 5.5 para hidrogenar el aldehido. En una modalidad, el pH de la mezcla de la reacción de hidrogenación cambia poco durante la reacción, y seleccionar o ajustar el pH del alimentador inicial que comprende el aldehido es efectivo para determinar el pH en el cual el aldehido se contacta con hidrógeno y el catalizador de hidrogenación durante el transcurso de la reacción de hidrogenación. La temperatura de la mezcla de hidrógeno, el catalizador de hidrogenación, y el alimentador que contiene el aldehido (la "mezcla de la reacción") puede controlarse dentro del rango deseado para hidrogenar el aldehido. En una modalidad de la presente invención, la mezcla de la reacción se trata a una temperatura de por lo menos 40°C, por lo menos 50°C o por lo menos 60°C y una temperatura máxima de 190°C, o de un máximo de 180°C, o de un máximo de 170°C para hidrogenar la mezcla de la reacción. En una modalidad de la invención, la mezcla de la reacción se trata a una temperatura de 40°C a 190°C, o una temperatura de 50°C a 180°C, o una temperatura de 60°C a 170°C para hidrogenar la mezcla de la reacción. En una modalidad de la invención, la hidrogenación se lleva a cabo en dos o más etapas de hidrogenación, en las cuales una primer etapa de hidrogenación posee una primer temperatura, y cada etapa de hidrogenación subsiguiente posee la correspondiente temperatura que es más alta que la etapa de hidrogenación anterior. Las etapas de hidrogenación pueden ocurrir o tener lugar en reactores de hidrogenación separados, zonad de hidrogenación separadas en un reactor de hidrogenación único, o una zona de hidrogenación única en un reactor de hidrogenación donde la temperatura en la zona de hidrogenación aumenta de acuerdo con una secuencia predeterminada mientras retiene la mezcla de reacción de acuerdo con una zona de hidrogenación única. En una modalidad, la mezcla de reacción que contiene aldehido, hidrogeno y el catalizador de hidrogenación se hidrogena en una primer etapa de hidrogenación que posee una temperatura de 40°C a 90°C, alternativamente de 50°C a 85°C, hasta por lo menos 40%, o por lo menos 50%, o por lo menos 60%, o por lo menos 70%, o por lo menos 80%, o por lo menos 85%, o por lo menos 95% del aldehido se convierte. Luego de la primer etapa de hidrogenación, la mezcla de la reacción puede hidrogenarse en una segunda etapa de hidrogenacion que posee una temperatura de 50°C a 120°C, alternativamente de 60°C a 110°C, donde la temperatura de la segunda etapa de hidrogenacion es mas alta que la temperatura de la primer etapa de hidrogenacion. La mezcla de la reacción puede ser hidrogenada en una segunda etapa hasta por lo menos 70%, por lo menos 80%, o por lo menos 90%, o por lo menos 95%, o por lo menos 99.5% del aldehido se convierte. Se cree que la referida temperatura de hidrogenacion inhibe la producción de los subproductos tales como acétales limitando la temperatura de la reacción de hidrogenacion cuando están presentes las altas concentraciones de aldehido. En una modalidad de la invención, la mezcla de la reacción puede hidrogenarse en una tercera etapa de hidrogenacion que posee una temperatura de 120°C a 190°C, alternativamente de 130°C a 180°C, luego de la hidrogenacion de la mezcla de la reacción en la segunda etapa de hidrogenacion, donde la temperatura de la tercer etapa de hidrogenacion es mas alta que la temperatura de la segunda etapa de hidrogenacion. La hidrogenacion de la mezcla de la reacción en una tercer etapa de hidrogenacion puede ser efectiva para convertir por lo menos 98% o por lo menos 99% o por lo menos 99.9% del aldehido y también puede ser efectivo para revertir los acétales subproductos a un producto deseado.

Por ejemplo, cuando el aldehido en una mezcla de reacción 3-hidroxipropionaldehido, el acetal formado por combinación de 3-hidroxipropionaldehido y su producto de hidrogenación 1,3-propanodiol puede revertirse a 1 , 3-propanodiol y 3-hidroxipropionaldehido, y 3-hidroxipropionaldehido puede luego ser hidrogenado a 1 , 3-propanodiol . En otra modalidad de la invención, el níquel -molibdeno a-alumina con catalizador con soporte, tal como se describe en el presente, puede ser utilizado como catalizador para convertir acétales a un alcohol que contiene material tal como un producto de alcohol, diol, triol, o poliol contactando el acetal con un catalizador en presencia de hidrogeno. Un acetal puede convertirse en un alcohol que contiene material, que puede convertirse en primer lugar en un aldehido y un alcohol en condiciones de hidrogenación, y en Segundo lugar, contactando el aldehido resultante con un catalizador en presencia de hidrógeno para formar un alcohol, donde el alcohol contiene material que puede contener el alcohol derivado de la conversión de acetal a un aldehido y un alcohol y el alcohol derivado de la hidrogenación del aldehido resultante . En una modalidad, el catalizador con soporte de niquel-molibdeno a-alumina puede ser utilizado en una segunda o subsiguiente etapa de hidrogenación para revertir los acétales en un producto de reacción de hidrogenación derivado de una o mas etapas anteriores de hidrogenación, en las cuales un catalizador convencional diferente de hidrogenación se utiliza para hidrogenar un aldehido a un producto de alcohol, diol, triol, o poliol. Por ejemplo, un catalizador convencional de hidrogenación tal como el catalizador de níquel Raney o el catalizador con soporte utilizando Pt y/o Ru como metales activos en un soporte tal como carbono, AI2O3, Si02 o Ti02 pueden ser utilizados para hidrogenar una mezcla de reacción que contiene un aldehido en una primer etapa de hidrogenación a temperaturas de hasta 120°C, y el catalizador con soporte de niquel-molibdeno a-alumina puede ser utilizado para hidrogenar la mezcla de la reacción de la primer etapa de hidrogenación en una segunda etapa de hidrogenación a temperaturas de 120°C a 190°C a revertir acétales y convertir el aldehido remanente en un producto. El catalizador de hidrogenación utilizado en un proceso de la presente invención comprende componentes de metal con y sin soporte dispersados en la superficie del soporte. El soporte comprende por lo menos 95 % de peso, por lo menos 96 % de peso, por lo menos 97 % de peso, por lo menos 98 % de peso, por lo menos 99 % de peso, o por lo menos 99.5 % de peso de a-alumina, tal como se mide por difracción del polvo de rayos x, y puede contener por lo menos 99.9 de % de peso de fase a-alumina, tal como lo mide la difracción del polvo de rayos x. El soporte puede contener hasta 0.6 % de peso de silica, tal como lo mide la fluorescencia de rayos x. El soporte del catalizador puede contener menos fases o ninguna de alumina sin ser a-alumina tal como gama-alumina, eta-alumina, delta-alumina, theta-alumina, o kappa-alumina . Otras formas de alumina poseen esencialmente mas porosidad que la a-alumina, y no proveen la fortaleza mecánica deseada ni la resistencia química. En una modalidad preferida, el soporte del catalizador contiene ninguna otra forma de alumina, tal como la mide la difracción de rayos x del polvo, que la a-alumina. En una modalidad preferida, el soporte del catalizador de hidrogenación consiste esencialmente de alumina en una fase de a-alumina. El soporte del catalizador posee un alto grado de fortaleza mecánica y un área de superficie y volumen de poro pequeños en relación con los soportes utilizados en el catalizador soportado convencional de hidrogenación. El soporte puede tener pocos o ningún poro menor a 500 Á en diámetro y un diámetro de poro mediano de 1400 Á a aproximadamente 1800 Á, tal como lo mide la porosimetria de mercurio a un ángulo de contacto de 140°. El soporte preferentemente puede tener un volumen de poro de 0.30 ml/g a 0.50 ml/g. Tal como se utiliza en el presente, la distribución del tamaño del poro (incluyendo las determinaciones de diámetro de poro mediano) y el volumen de poro se definen tal como lo miden la porosimetria de mercurio a un ángulo de contacto de 140°, una tensión de superficie de Hg de 485 dyne/cm, durante un rango de presión de 14.37 a 59774 psia (0.099 a 412 MPa) . Las mediciones de porosimetria de mercurio pueden realizarse con Autopore IV 9500 disponibles en Micromeritics Instrument Corp. Como resultado de la porosidad limitada, el soporte puede tener un área de superficie N2 BET de menos de 10 m2/g, y preferentemente tiene un área de superficie de N2 BET de 3 m2/g a 9 m2/g, y mas preferentemente tiene un área de superficie N2 BET de 4 m2/g a 7 m2/g. Tal como se utiliza en el presente, el área de superficie N2 BET se refiere al área de superficie de un solido medido por el método de calculo de Brunauer, Emmett y Teller del área de superficie de un solido por adsorción física de moléculas de gas de nitrógeno, que es muy conocida en la técnica. En general, reducir el área de superficie de apoyo aumenta la fortaleza mecánica del soporte mientras disminuye el área disponible en los que se depositan los componentes de metal activo del catalizador. La falta de poros pequeños prove el soporte con una fortaleza de compression relativamente alta e inhibe la rupture del catalizador en canales a lo largo de la duración del catalizador. La fortaleza de la alta compresión de soporte prove el catalizador con la fortaleza necesaria durante la vida extensa del catalizador como catalizador de hidrogenación de lecho fijo. El soporte del catalizador de hidrogenación puede tener una forma, tamaño y estructura tal que el soporte puede ubicarse y retenerse en un lecho fijo de hidrogenación tal como reactor de lecho. Mas preferentemente, el soporte es una pastille tri-lobal o cilindrica. Los componentes de metal activo sin soporte del catalizador de hidrogenación depositados en la superficie del soporte comprende níquel y/o uno o mas compuestos y molibdeno y /o uno o mas compuestos de los mismos. El níquel y/o compuestos de los mismos comprenden de 3 % de peso a 9 % de peso del peso del catalizador, por peso metálico, o de 4 % de peso a 7 % de peso del catalizador, por peso metálico. El molibdeno y/o compuestos del mismo comprende de 1 % de peso a 4 % de peso del peso del catalizador, por peso metálico, o de 2 % de peso a 3 % de peso del catalizador, por peso metálico.

El níquel y/o compuestos del mismo están preferentemente presentes en el catalizador en un ratio de peso por peso metálico de por lo menos 1:1 relativo al molibdeno y/o compuestos de los mismos. En una modalidad, el níquel y /o compuestos esta presente en un catalizador en un ratio de peso por peso metálico de 1:1 a 3:1 relativos al molibdeno y/o compuestos de los mismos. En una modalidad, pequeñas cantidades de componentes de metal activo catalíticamente sin ser níquel y molibdeno y/o sus compuestos pueden estar presentes en el catalizador en la superficie de los componentes de metal con soporte y sin, y pueden comprender hasta 1 % de peso del catalizador, por peso metálico. En una modalidad, el cobalto y/o uno o mas compuestos que comprenden de 0.1 % de peso a 1 % de peso del catalizador, por peso metálico. Preferentemente, debido a los gastos de los metales nobles, los componentes de metal activos sin soporte no incluyen metales nobles como rutenio, platino y paladio (es decir, rutenio, platino y paladio se excluyen de los componentes de metal sin soporte, que pueden ser utilizados en el catalizador) . Preferentemente, los componentes de metal activo sin soporte del catalizador de hidrogenación consiste esencialmente de níquel y/o uno o mas compuestos del mismo y molibdeno y/o uno o mas compuestos de los mismos. El níquel, como níquel metálico y/o uno o mas compuestos de níquel, comprende preferentemente de 3 % de peso a 6 % de peso del catalizador de hidrogenación, por peso metálico. El molibdeno, como molibdeno metálico y/o uno o mas compuestos de molibdeno, comprende preferentemente de 1 % de peso a 3 % de peso del catalizador de hidrogenación, por peso metálico. Los componentes d emetal activo sin soporte pueden aumentar sustancialmente el área de superficie del catalizador de hidrogenación terminado en relación con el área de la superficie de soporte, por lo tanto, provee mas área de superficie que el soporte solo para interactuar catalíticamente a fin de convertir los aldehidos en presencia del hidrogeno. El área de superficie del catalizador terminado puede ser de 1.5 a 5 veces del área de superficie de soporte, o puede ser de 1.5 a 3 veces el área de superficie de soporte. El catalizador terminado puede tener un área de superficie de N2 BET de 10 m2/g a 30 m2/g, o de 15 m2/g a 25 m2/g. Los componentes de metal activo sin soporte pueden reducir el volumen de los poros del catalizador terminado en relación con el volumen de los poros del soporte. Típicamente, el volumen del poro (Hg) del catalizador terminado puede variar de 0.2 cc/g a 0.35 cc/g , medido por porosimetria de mercurio a un ángulo de contacto de 140°. El diámetro de poro mediano del catalizador terminado puede variar de 1300 Á a 1700 Á. Tal como se observa anteriormente, la relativamente alta fortaleza de compresión del soporte prove un catalizador de hidrogenación con fortaleza que puede inhibir la ruptura del catalizador en canales, por lo tanto, aumenta el ciclo de vida del catalizador. La fortaleza de compresión del catalizador puede medirse mediante la compresión de una placa plana de pastillas individuales del catalizador y se informan como la fuerza promedio requerida para comprimir la pastilla cuando se coloca a lo largo entre las dos placas planas por longitud promedio de la pastilla del catalizador. La fortaleza de compresión de la placa plana se calcula de acuerdo con la siguiente formula: „. , „ , „ . T . ? (All Individual Crush Strength Measurements) Side Crush Strength per Length = ? (All Individual Length Measurements) El catalizador de hidrogenación utilizado en el proceso de la presente invención tiene una alta fortaleza de compresión. El catalizador, cuando posee una longitud de 2 mm a 6 mm y un diámetro de 0.8 mm a 1.6 mm, pueden tener una fortaleza de compresión inicial, antes de exponerse a las condiciones de hidrogenación, de por lo menos 2.7 kg/mm, mas preferentemente por lo menos 2.8 kg/mm, mas preferentemente por lo menos 2.9 kg/mm y mas preferentemente por lo menos 3.0 kg/mm. El catalizador de hidrogenación utilizado en el proceso de la presente invención también preferentemente retiene su fortaleza de compresión luego de exponerse a las condiciones de hidrogenación, donde el catalizador de hidrogenación utilizado, que inicialmente tiene las dimensiones descritas anteriormente, preferentemente tiene una fortaleza de compresión de por lo menos 2.3 kg/mm, mas preferentemente por lo menos 2.4 kg/mm, y mas preferentemente por lo menos 2.5 kg/mm. El catalizador de hidrogenación posee una actividad catalítica sustancia a fin de converter el aldehido en condiciones de hidrogenación, especialmente luego de un periodo extendido de tiempo. El catalizador puede tener una actividad inicial suficiente para catalizar hidrogenación de un aldehido a una velocidad de por lo menos 50 mi aldehido/ml catalizador /hr a una temperatura de 50°C a 90°C, un pH de 4.5 a 6.0, y una presión parcial del hidrógeno de 6.89 MPa a 10.68 MPa. En una modalidad de la invención, el catalizador tiene una actividad suficiente para catalizar la hidrogenación de un aldehido a una velocidad de por lo menos 30 mi aldehido/ml catalizador/hr a una temperatura de 50°C a 90°C, un pH de 4.5 a 6.0, y una presión parcial de hidrógeno de 6.894 MPa a 10.68 MPa luego de por lo menos 24 horas de exposición a las mismas condiciones de hidrogenación. En una modalidad de la invención, el catalizador tiene una actividad suficiente para catalizar la hidrogenación de un aldehido a una velocidad de por lo menos 35 mi aldehido/ml catalizador/hr a una temperatura de 50°C a 90°C, un pH de 4.5 a 6.0, y una presión parcial de hidrógeno de 6.89 MPa a 10.68 MPa luego de por lo menos 24 horas de exposición de las mismas condiciones de hidrogenación, y preferentemente tiene una actividad para catalizar la hidrogenación de un aldehido a una velocidad de por lo menos 40 mi aldehido/ml catalizador/hr en las referidas condiciones luego de por lo menos 24 horas de exposición de las mismas condiciones de hidrogenación. En una modalidad de la invención, el catalizador de hidrogenación utilizado en el proceso de la presente invención no contiene halógenos. Los halógenos pueden ser depositados en el soporte del catalizador en la preparación del catalizador como sal de metal con los componentes de metal activo del catalizador. No obstante, se sabe que los halógenos corroen los componentes de metal de los reactores de hidrogenación, por lo tanto, es recomendable evitar los catalizadores que contienen halógenos. Si las sales de metal se utilizan para preparar el catalizador de la presente invención, preferentemente el catalizador se prepara para utilizar sales de metal de los metales activos que no son sales de haluro. El catalizador de hidrogenación utilizado en el proceso de la presente invención puede ser preparado en primer lugar preparando el soporte que consiste en -alumina; luego depositando los componentes de metal sin soporte en el soporte, donde los componentes de metal sin soporte incluyen níquel y/o uno o mas compuestos de los mismos, y el molibdeno y /o uno o mas compuestos de los mismos; calcinando el soporte con los componentes de metal sin soporte a fin de formar un precursor catalizador; y reducir los componentes de metal sin soporte del precursor catalizador para formar el catalizador.

El soporte de a-alumina puede prepararse calcinando pastillas de alumina extruidas. Las pastillas de alumina extruidas pueden producirse mediante una mezcla de seudo bohemita precipitada de polvo de alumina con agua y acido para formar una mezcla extruible. La mezcla extruible puede extruirse a través de shaped dies para formar pastillas, que luego pueden secarse. Las pastillas extruidas pueden luego secarse y calcinarse a una temperatura de por lo menos 1150°C, preferentemente de 1250°C a 1350°C, durante por lo menos 1 hora para formar el soporte de fase a-alumina. La calcinación reduce el volumen del poro (H20) de las pastillas de alumina por encima de 0.8 cc/g a 0.3-0.5 cc/g, y reduce el área de superficie N2 BET de las pastillas por encima de 225 m2/g a menos de 10 m2/g mientras aumenta el diámetro de poro mediano de las pastillas de alrededor de 100Á a aproximadamente 1400-1800Á. Preferentemente, las pastillas calcinadas de a-alumina utilizadas como soporte tiene forma de tri-lobe o forma cilindrica. El componente de níquel se deposita en el soporte que comprende a-alumina. El componente de níquel debería dispersarse relativamente parejo sobre la superficie de soporte para asegurar que el catalizador tenga alta actividad. El componente de níquel puede depositarse en el soporte por cualquier procedimiento que deposita una cantidad dispersa deseada de níquel metálico en el soporte. El componente de níquel se deposita preferentemente en el soporte determinando la capacidad de absorción del agua del soporte, y cargando el soporte de acuerdo con la capacidad de absorción del agua con una solución de níquel acuosa que posee un contenido de níquel correspondiente a la concentración de níquel metálico deseada en el catalizador terminado-donde la cantidad total de la solución se absorbe por el soporte. La solución de níquel puede prepararse para proveer una concentración de níquel, por peso metálico, de 3 % de peso a 9 % de peso del catalizador terminado, o de 4 % de peso a 7 % de peso del catalizador terminado por peso metálico. En una modalidad de la invención, la solución de níquel se prepara para proveer una concentración de níquel, por peso metálico, de 5 % de peso del catalizador terminado. Se utiliza preferentemente carbonato de níquel en la solución de níquel acuosa, a pesar de que otros compuestos de níquel de agua soluble tales como nitrato de níquel o acetato de níquel puede ser utilizado tanto con carbonato de níquel o en lugar de carbonato de níquel en la solución de níquel acuoso. Las sales de haluro de níquel pueden ser utilizadas en la solución de níquel acuoso, pero son menos preferidas, debido a que se sabe que los haluros son corrosivos frente a componentes de acero de los reactores de hidrogenación . El carbonato de amonio [(NH4)2C03] e hidroxido de amonio puede incluirse en la solución de níquel acuosa para ayudar en la disolución de níquel y/o compuesto de níquel en la solución acuosa . El componente de molibdeno puede también ser depositado en el soporte con el níquel como una mezcla o aleación de níquel y molibdeno. El componente de molibdeno puede incluirse en un ratio de peso relativo al componente de níquel, por peso metálico, de 1:1 a 1:3. Preferentemente, la cantidad deseada de componente de molibdeno se incluye en forma de base acuosa/soluble en agua en la solución de níquel acuosa, que luego se carga en el soporte. El trióxido de molibdeno puede ser utilizado en una solución acuosa de niquel/molibdeno, a pesar de que otros compuestos de base acuosa/molibdeno solubles en agua, pueden ser utilizados tales como amonio dimolibdato y amonio heptamolibdato tetrahidrato .

Si se desean componentges de metal adiciónales, por ejemplo, cobalto o uno o mas compuestos de cobalto, pueden ser depositados en el soporte con el níquel y molibdeno. Los componentes de metal adiciónales pueden incluirse en una cantidad efectiva para producir un catalizador que contiene hasta 1 % de peso de los componentes de metal adiciónales. Si se utiliza cobalto, la cantidad deseada de cobalt puede incluirse en una base acuosa/ forma soluble en agua en una solución de níquel acuosa y molibdeno, que luego se carga en el soporte. El cobalto puede incluirse en una solución acuosa de niquel/molibdeno como carbonato de cobalto. Luego el soporte se impregna con los componentes de níquel y molibdeno, y otros componentes de metal adicional si se desea, el soporte de metal impregnado puede madurar.

Preferentemente, el soporte impregnado de metal madúrese a temperatura ambiente por un periodo de 1 hora a 3 horas, mas preferentemente por un periodo de 2 horas. El soporte impregnado de metal puede secarse y calcinarse para formar un precursor catalizador. El soporte impregnado de metal puede secarse a temperatura de 25° C a 250° C durante un periodo de 1 hora a 4 horas, y mas preferentemente, a una temperatura de 150°C por un periodo de 3 horas. Luego de que el soporte impregnado de metal se seca, puede calcinarse a temperatura de 350° C a 500° C por un periodo de 30 minutos a 2 horas, y mas preferentemente, a temperatura de 483° C por un periodo de 1 hora. El catalizador precursor puede luego activarse para formar un catalizador mediante la reducción de metales de componentes de metal sin soporte a sus estados metálicos, de oxidación cero. El catalizador precursor puede reducirse para formar un catalizador manteniendo el catalizador precursor en una atmosfera de hidrógeno a una temperatura elevada. En una modalidad, el catalizador precursor puede mantenerse a temperatura de 100° C a 500° C por un periodo de 20 minutos a 24 horas para reducir los metales de los componentes de metal sin soporte y activar el catalizador. El catalizador se activa preferentemente calentando el catalizador precursor en una atmosfera H2 corriente. Mas preferentemente, el catalizador se activa en una atmosfera H2 corriente calentando a una temperatura que varia de la temperatura ambiente a 107° C y 0.4° C por minuto, manteniendo el catalizador precursor a 107° C por 1 hora, variando la temperatura hacia arriba de 107° C a 399° C a 0.9° C por minuto, manteniendo el catalizador precursor a 399° C durante 4 horas y enfriando a temperatura ambiente . El catalizador activado puede transferirse a almacenamiento en una atmosfera inerte puede almacenarse en PDO liquido o etileno glicol antes del uso. En un proceso preferido de la presente invención, HPA es el aldehido a ser hidrogenado, y se hidrogena para formar PDO. PDO puede preparardse mediante hidrogenación de una solución acuosa de HPA en presencia de un catalizador de acuerdo con el proceso de la presente invención. Una solución acuosa de HPA puede prepararse mediante un proceso que implica la hidroformilación catalizada (reacción con gas de síntesis, H2/CO) de oxido de etileno para formar una mezcla diluida de HPA en un solvente orgánico, típicamente metil t-butil éter (MTBE) . El HPA en el solvente orgánico puede extraerse en agua para formar una solución mas concentrada de HPA. La patente de U.S. No. 5,786,524 describe el referido proceso en el cual el oxido de etileno y el gas de síntesis se contactan desde 50° C hasta 100° C y desde 3.44 MPa a 34.4 MPa en presencia del catalizador de hidroformilación de cobalto or rodio y un promotor del catalizador para producir una mezcla de producto que contiene HPA. El agua se agrega a la mezcla HPA y la mayoría del HPA se extrae en agua para proveer una fase acuosa que comprende una mayor concentración de HPA y una fase orgánica que contiene por lo menos una porción del catalizador de hidroformilación . Alternativamente, se puede preparar una solución acuosa de HPA mediante hidratación de una acroleina, tal como se describe detalladamente en la Patente de EEUU No. 5,015,789. En el referido proceso, la acroleina y el agua reaccionan en un ratio de peso de 1:2 a 1:20, preferentemente de 1:3 a 1:6, de 30° C a 120° C, preferentemente de 50° C a 90° C, y una presión en el rango de 0.1 MPa a 2.0 MPa, preferentemente 0.2 MPa a 0.5 MPa, en presencia de una resina de intercambio de catión acidico para formar HPA. Luego de la producción de HPA, la solución HPA se separa del intercambio iónico, preferentemente mediante sedimentación o filtración, y la mezcla de la reacción se separa de la acroleina no reactiva para proveer una solución acuosa concentrada de HPA. La separación de acroleina puede llevarse a cabo mediante destilación bajo presión reducida, preferentemente en un evaporador de capa fina. A pesar de haber sido obtenida, la solución acuosa de HPA puede ser provista de por lo menos un reactor de hidrogenacion que contiene un catalizador de hidrogenacion descrito anteriormente, preferentemente en una configuración de lecho fijo, por hidrogenacion a PDO. El catalizador de hidrogenacion preferido puede contener de 3 % de peso a 7 % de peso de níquel y de 2 % de peso a 3 % de molibdeno, por peso metálico, en un soporte que contiene 95 % de peso de a-alumina. El catalizador puede formarse en forma de pastillas tri-lobales o cilindricas. La solución acuosa de HPA puede contener HPA en una concentración en el rango de 0.2 % de peso a 50 % de peso, basado en el peso del liquido acuoso, que es generalente agua o una combinación de agua y PDO. Es preferible utilizar una solución diluida de HPA con un catalizador de lecho fijo, que posee preferentemente una concentración de HPA de un máximo de 15 % de peso HPA, que posee aun mas preferentemente una concentración de HPA de 0.2 % de peso a 15 % de peso y mas preferentemente posee una concentración HPA de por lo menos 8 % de peso, particularmente una concentración HPA de 0.5 % de peso a 8 % de peso. La difusión de H2 a través del catalizador de lecho fijo es la etapa de limitación de velocidad de la hidrogenacion de HPA a PDO, y la selectividad de hidrogenacion de HPA a PDO aumenta utilizando una solución acuosa que posee una concentración diluida de HPA para asegurar que el HPA se cataliza en presencia de H2 para formar PDO, en vez de catalizarse para formar un productos secundarios no deseados en ausencia de H2. A pesar de que cualquier liquido acuoso que no interfiera con la hidrogenación de HPA, inclusive agua, puede ser utilizado para diluir la solución acuosa de HPA en la concentración deseada, se prefiere emplear una solución acuosa que contenga PDO tal como una proción de una corriente de producto de la etapa de hidrogenación. La dilución con la referida solución que contiene PDO sirve para concentrar el PDO en el agua del sistema, por lo tanto, evita que el alto costo y recuperación del PDO diluido de agua que resultaría de la utilización única del agua como diluyente. El HPA en la solución HPA diluida acuosa puede reaccionar con hidrógeno en presencia del catalizador utilizando métodos conocidos en la técnica. Un reactor de hidrogenación de lecho fijo se prefiere para conducir la hidrogenación en una escala industrial con el catalizador de la invención. En el referido reactor, la mezcla de la reacción liquida fluye o corre por el catalizador en un lecho fijo conjuntamente con el hidrogeno. Para asegurar una buena distribución del hidrogeno en una mezcla de reacción y una distribución uniforme de la mezcla gas/liquido en la totalidad de la sección transversal del lecho fijo, la mezcla de la reacción liquida y el hidrógeno puede pasar conjuntamente con los mezcladores estáticos antes del lecho del catalizador.

El proceso de hidrogenacion puede llevarse a cabo en una etapa o dos o mas etapas secuenciales . En general, la hidrogenacion puede llevarse a cabo a una temperatura de 30° C a 190° C y a una presión parcial de hidrógeno de 3.44 MPa a 68.9 MPa. En una modalidad preferida, la hidrogenacion se lleva a cabo inicialmente a una temperatura de 40°C a 90°C y una presión parcial de hidrogeno de 8.96 MPa a 10.3 MPa, seguida de una segunda etapa de hidrogenacion llevada a cabo a una temperatura mas alta que la de la primer etapa y dentro del rango de 50° C a 120° C y una presión parcial de hidrogeno de 7.56 MPa a 10.3 MPa, y luego opciónalmente en una tercer etapa de hidrogenacion a una temperatura mayor a la temperatura de la segunda etapa y con una temperatura de 120° C o mayor, preferentemente de 120° C a 190° C y una presión parcial de hidrógeno de 6.89 MPa a 10.3 MPa. La segunda etapa de hidrogenacion y cualquier etapa de hidrogenacion subsiguiente puede llevarse a cabo a temperaturas mas altas sin afectar negativamente la selectividad debido a que la mayoría del HPA se hidrogena en una primer etapa, y la solución posee una concentración muy diluida de HPA en la segunda y ultima etapa de hidrogenacion. En un proceso preferido, la hidrogenacion se lleva a cabo en forma opcional en dos o mas vehículos de hidrogenacion separados. La reacción de hidrogenacion se lleva a cabo preferentemente en condiciones acidicas por debajo de pH 6.5 debido a que HPA tiende a formar productos de condensación de aldol y subproductos finales pesados con pHs mas altos. Preferentemente la hidrogenación se lleva a cabo a un pH de 4.0 a 6.5. La reacción de hidrogenación puede llevarse a cabo en un proceso en lote o en un proceso continuo. Para la producción a escala industrial de PDO de HPA, se prefiere utilizar un proceso continuo. El proceso de hidrogenación de HPA a PDO de la presente invención con el catalizador de la presente invención provee un alto grado y tasa de conversión de HPA mediante hidrogenación, particularmente durante un periodo extendido de tiempo. HPA -puede inicialmente convertirse en una reacción de hidrogenación a una tasa de por lo menos 50 mi HPA/ml catalizador . hora a una temperatura de 40°C a 90°C, un pH de 4.0 a 6.5, y una presión parcial de hidrógeno de 6.89 MPa a 11.0 MPa. HPA puede hidrogenarse en la reacción de hidrogenación con un alto grado de actividad luego de que el catalizador se expone a las condiciones de reacción de hidrogenación durante un periodo de tiempo extendido. En una modalidad de la invención, HPA se hidrogena a una tasa de por lo menos 30 mi HPA/ml catalizador . hora a una temperatura de 40°C a 90°C, un pH de 4.0 a 6.5, y una presión parcial de hidrógeno de 6.89 MPa a 11.0 MPa luego de por lo menos 24 horas de exposición a condiciones de hidrogenación hpa. En otra modalidad, HPA se hidrogena a una tasa de por lo menos 35 mi HPA/ml catalizador . hora a una temperatura de 40°C a 90°C, un pH de 4.0 a 6.5 , y una presión parcial de hidrogeno de 6.89 MPa a 11.0 MPa luego de por lo menos 24 horas de exposición de las condiciones de hidrogenación hpa, y mas preferentemente HPA se hidrogena a una tasa de por lo menos 40 mi HPA/ml catalizador por hora en condiciones luego de por lo menos 24 horas de exposición a condiciones de hidrogenación hpa.

EJEMPLO 1 HPA fue convertido a PDO de acuerdo con la presente invención utilizando un catalizador que comprende un soporte de a-alumina con 5 % de peso de níquel y 2 % de peso de molibdeno depositado en el mismo, donde el soporte de or-alumina esta compuesto de por lo menos 95% a-alumina. El catalizador se preparo del siguiente modo. Las pastillas gama-alumina se calcinaron a 1275°C para preparar un soporte de a-alumina. Una solución de níquel y molibdeno acuosa se preparo mediante disolución de 7.1 gramos de carbonato de amonio en 20 mi de solución de hidroxido de amonio (28-30%) con calentamiento y mezclado moderados, seguidos de la adición y disolución de 3.9 gramos de amonio dimolibdato en la solución de amonio carbonato/hidroxido de amonio, luego de las mismas 13.71 gramos de carbonato de níquel se añaden y disuelven en solución de amonio carbonato/hidroxido de amonio/ amonio dimolibdato. El volumen de la solución se llevo a 40 mi con una solución de hidroxido de amonio adicional (28-30%). 100 gramos de soporte de a-alumina se impregno en la solución que contiene níquel y molibdeno, absorbiendo 100% del volumen de la solución. El soporte de la solución de niquel/molibdeno impregnado se dejo madurar durante una hora a temperatura ambiente. El soporte impregnado de niquel/molibdeno se dejo luego secar a 150°C durante 3 horas, y luego se calcina a 453°C durante 1 hora en el aire para producir un catalizador que contiene 5 % de peso de níquel y 2 % de peso de molibdeno. Antes de la utilización del catalizador, se redujo en una corriente de gas de hidrogeno. 50 gramos del catalizador se calentaron en una corriente de gas de hidrógeno a temperatura ambiente de 107°C a 0.4°C/minuto y luego se mantiene a 107°C por hora, luego la temperatura se llevo de 399°C a 0.9°C/minuto y el catalizador se mantuvo a 399°C durante 4 horas. El catalizador luego se enfrio a temperatura ambiente y se dejo caer a 1 , 3-propanediol sin contacto con el aire. La hidrogenación se llevo a cabo del siguiente modo. 21 mi de volumen del catalizdor de niquel/molibdeno, con una densidad de catalizador de 0.62 g/cm3 y una fracción vacia de 0.42, se cargo en una canasta cableada de hidrogenación en lote para proveer una carga de catalizador de 13.1 gramos, que se llevo a 1/8 pulgadas (0.32 cm) capas de denstone inerte para prevenir que el catalizador se mueva durante la hidrogenación. La canasta que contiene el catalizador se aseguro en resortes de enfriamiento de un reacto de hidrogenación en lote. El catalizador luego se enjuagó tres veces con agua de nitrógeno desionizada. El catalizador luego se sujeto a 20 ciclos de hidrogenación en lote, cada ciclo perdura 120 minutos. Mas significativamente, el catalizador fue renovado o refrescado entre lotes, de modo que cada lote madura secuencialmente al catalizador. Inicialmente , el reactor fue cargado con 300 mi de una mezcla acuosa de alimentador HPA/PDO que contiene un estándar interno de n-butanol de 1% de peso, y luego de cada ciclo de lote , el reactor de hidrogenación se drenó a través de un tubo de inmersión, luego se recargó con 300 mi de mezcla de alimentador HPA/PDO acuoso. La mezcla del alimentador de HPA/PDO acuoso para los 20 ciclos de hidrogenación en lote en el Ejemplo 1, se mezcló tal como se muestra en la Tabla 1 a continuación.

TABLA 1 Ciclo 1 2 3 4 5 6 1 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 HPA 60 60 60 60 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 60 60 60 60 (mi) 5 PDO/H20 240 240 240 240 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 150 240 240 240 240 (mi) Total 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 300 (mi) El contenido de HPA de la porción de HPA de la mezcla del alimentador era entre 5 % de peso y 30 % de peso anterior a la dilución con la solución de PDO/H20. Para cada ciclo, el reactor cargado se presionó con hidrógeno a 2.07 MPa y luego se vació lentamente tres veces para extraer el aire del sistema. El reactor vaciado y cargado luego se presionó a un rango de 5.5 MPa a 6.2 MPa con hidrógeno. La temperatura del reactor cargado presurizado luego de aumento a 60°C. Luego de que la temperatura del reactor quedó estable a 60°C, la presión de hidrógeno aumentó a la presión de reacción de hidrogenación de 7.17 MPa. La reacción de hidrogenación de cada ciclo se opero durante 120 minutos, y se tomaron muestras de la mezcla de la reacción a 0 minutos, 30 minutos, 60 minutos, y 120 minutos. Las muestras se analizaron mediante cromatografía de gas para 3-hidroxipropionaldehido y 1 , 3-propanodiol en una solución de la muestra y tetrahidrofurano en un ratio, por volumen, de la muestra de THF de 1:5. La cinética fue determinada mediante la tasa de desaparición del HPA. El contenido HPA inicial, el contenido HPA final y la cantidad de HPA convertida por el catalizador se mostró en la Tabla 2. La tabla 2 también muestra la tasa de conversión de HPA inicial y la tasa de conversión promedio del HPA para los ciclos 13-15 (la actividad del catalizador luego de 24 horas de exposición a las condiciones de hidrogenación, por horas 24-30). Finalmente, la tabla 2 muestra el contenido PDO inicial y el contenido de PDO final de cada ciclo.

TABLA 2 Ciclo HPA HPA HPA Tasa de Ciclos de PDO PDO Inicial Final convertido Conversión la tasa de inicial final (% de (% de (g) HPA conversión (% de (% de peso) peso) (ml/ml.hr) HPA peso) peso) promedio 13-15 (ml/ml.hr) 1 3.03 0.00 9.09 >50 — 19.5 23.8 2 2.63 0.00 7.90 >50 — 19.7 24.0 3 2.61 0.01 7.80 72.3 — 20.2 23.6 4 2.80 0.01 8.37 68.6 — 21.6 25.1 7.31 0.21 21.3 51.2 — 14.3 23.2 6 7.22 0.40 20.5 41.2 — 14.4 23.4 7 7.40 0.57 20.5 36.1 — 14.7 22.8 8 7.85 0.58 21.8 37.4 — 15.0 24.2 9 6.61 0.33 18.8 44.6 — 14.4 23.9 6.94 0.50 19.3 37.0 — 14.3 22.2 11 6.92 0.67 18.8 33.0 — 14.8 22.3 12 6.64 0.73 17.7 31.7 — 15.1 23.9 13 6.57 0.56 18.0 35.6 33.5 14.3 22.7 14 6.88 0.59 18.9 34.3 33.5 14.0 22.0 7.00 0.77 18.7 30.5 33.5 14.1 22.2 16 7.50 0.92 19.7 29.9 ~- 15.2 24.0 17 2.32 0.00 7.0 20.0 24.0 18 2.33 0.00 7.0 19.9 24.6 19 2.30 0.00 6.9 20.2 23.5 2.76 0.00 8.29 23.58 26.81 Tal como se muestra en la Tabla 2, el catalizador de níquel /molibdeno es altamente efectivo para convertir HPA a una tasa de alta actividad a través del conjunto total de lotes. Tal como se muetra en las mediciones de PDO inicial y PDO final en la Tabla 2, HPA se convirtió esencialmente en PDO. EJEMPLO 2 HPA se convirtió a PDO de acuerdo con la presente invención utilizando un catalizador que comprende el soporte de a-alumina con 5 % de peso de níquel, 2 % de peso de molibdeno, y 0.5 % de peso de cobalto depositado en el mismo, en el cual el soporte de a-alumina consistía en por lo menos, 95% a-alumina. El catalizador se preparó del siguiente modo. Los gránulos de gama-alumina se calcinaron a 1275°C para preparar el soporte de a-alumina. Se preparó una solución acuosa de niquel/molibdeno/cobalto disolviendo 3.6 gramos de carbonato de amonio en 12 mi de una solución de hidróxido de amonio (28-30%) con calentamiento y mezclado moderado, seguido de la adición y disolución de 2.0 gramos de amonio dimolibdato en la solución de carbonato de amonio/hidróxido de amonio, luego, se añadieron 6.9 gramos de carbonato de níquel y se disolvieron en carbonato de amonio/ hidróxido de amonio/solución de amonio dimolibdato, y luego se añadieron 0.6 gramos de carbonato de cobalto y se disolvieron. El volumen de la solución se llevó a 20 mi con una solución de hidróxido de amonio adicional (28-30%). 50 gramos del soporte de a-alumina se impregnaron en una solución que contiene níquel, molibdeno y cobalto, absorbiendo 100% del volumen de la solución. El sporte impregnado con la solución de niquel/molibdeno/cobalto se dejó madurar durante 1 hora a temperatura ambiente. El soporte impregnado en niquel/molibdeno/cobalto luego se secó a 150°C durante 3 horas, y luego se calcinó a 453°C durante una hora en el aire para producir un catalizador que contiene 5 % de peso de níquel, 2% de peso de molibdeno y 0.5 % de peso de cobalto . Antes de la utilización, el catalizador se redujo bajo una corriente de gas hidrógeno tal como se describió anteriormente en el Ejemplo 1. La hidrogenación se llevó a cabo del mismo modo que se establece en el Ejemplo 1 para 20 ciclos. El contenido HPA inicial, el contenido HPA final y la cantidad de HPA convertida por el catalizador se muestran en la Tabla 3. La Tabla 3 también muetra la tasa de conversión de HPA inicial y la tasa de conversión promedio HPA para los ciclos 13-15 (la actividad del catalizador luego de 24 horas de exposición a condiciones de hidrogenación, para las horas 24-30). Finalmente, la Tabla 3 muestra el contenido PDO inicial y el contenido PDO final de cada ciclo.

TABLA 3 Ciclo HPA HPA HPA Tasa de Tasa de PDO PDO inicial final convertido conversión conversión inicial final (% de (% de (g) de HPA promedio de (% de (% de peso) peso) (ml/ml.hr) HPA ciclos peso) peso) 13-15 (ml/ml.hr) 1 3.85 0.00 11.6 >50 — 18.3 19.9 2 3.38 0.00 10.1 >50 — 15.9 18.8 3 3.40 0.00 10.2 >50 — 17.6 18.8 4 3.51 0.00 10.5 >50 — 18.1 19.9 8.80 0.89 23.7 32.1 — 13.9 19.5 6 9.00 1.35 23.0 25.8 — 14.0 19.5 7 9.17 1.78 22.2 22.2 — 14.2 19.9 8 9.48 2.03 22.4 20.8 — 14.6 19.9 9 9.11 1.93 21.6 21.4 — 14.0 18.4 9.01 2.34 20.0 17.8 — 13.9 17.8 11 9.33 2.43 20.7 18.0 — 13.7 18.2 12 9.79 2.42 22.1 18.3 — 14.3 18.4 13 9.92 2.50 22.3 18.0 16.8 14.3 19.6 14 9.84 2.76 21.2 16.6 16.8 14.4 19.2 9.87 2.91 20.9 15.9 16.8 14.2 18.3 16 10.15 3.08 21.2 16.2 — 14.6 18.9 17 3.90 0.21 11.1 — 16.6 20.0 18 3.36 0.13 9.7 — 17.9 18.5 19 3.41 0.09 10.0 — 18.5 19.0 3.49 0.08 10.2 — 18.0 18.8 Tal como se muestra en la Tabla 3, el catalizador de niquel/molibdeno/cobalto es efectivo para convertir HPA a una tasa de actividad relativamente alta a través del conjunto total de lotes. Tal como lo muestran las mediciones de PDO inicial y PDO final en la Tabla 3, HPA se convirtió esencialmente en PDO.

EJEMPLO 3 A efectos comparativos, HPA se convirtió a PDO con un catalizador que comprende un soporte de a-alumina con 5 % de peso de níquel depositado en el mismo, un proceso que no está de acuerdo con la presente invención, en el cual el soporte de a-alumina está compuesto de por lo menos 95% a-alumina. El catalizador fue preparado del siguiente modo. Los gránulos de gama-alumina se calcinaron a 1275°C para preparar el soporte de a-alumina. Una solución acuosa de níquel se preparó disolviendo 6.9 gramos de carbonato de amonio en 20 mi de una solución de hidróxido de amonio (28-30%) con calor y agitación moderados, seguidos por la adición y disolución de 13.3 gramos of carbonato de níquel en la solución de carbonato de amonio/hidróxido de amonio. El volumen de la solución se llevó a 40 mi con una solución adicional de hidróxido de amonio (28-30%). 100 gramos del soporte de -alumina se impregnaron en la solución de níquel, absorbiendo 100% del volumen de la solución. El soporte impregnado en la solución de níquel se dejó madurar durante una hora a temperatura ambiente. El soporte impregnado en níquel luego se secó a 150°C durante 3 horas, y luego se calcinó a 453°C durante 1 hora en el aire para producir un catalizador que contiene 5 % de peso de níquel. Antes de la utilización, el catalizador se redujo tal como se estable en el Ejemplo 1. HPA se hidrógeno a PDO de acuerdo con el procedimiento establecido en el Ejemplo 1 utilizando el catalizador de níquel en vez del catalizador de níquel/molibdeno . Un volumen de 21 mi de catalizador (12.1 gramos) se utilizó con la densidad del catalizador de 0.58 g/cm3 y una fracción vacía de 0.42 El contenido inicial de HPA, el contenido final de ???,· y la cantidad de HPA convertido por el catalizador tal como se muestra en la Tabla 4. La Tabla 4 también muestra la Tasa de conversión de HPA inicial y la tasa de conversión promedio de HPA para los ciclos 13-15 (la actividad del catalizador luego de 24 horas de exposición a condiciones de hidrogenación, durante 24-30 horas). Finalmente, la Tabla 4 muestra el contenido inicial de PDO y el contenido final PDO de cada ciclo .

TABLA 4 Ciclo HPA HPA HPA Tasa de Tasa de PDO PDO inicial final convertido conversión conversión inicial f nal (peso ) (peso%) (g) de HPA promedio de (peso%) (peso%) (mi/mi . hr) HPA ciclos 13-15 (ml/ml.hr) 1 3.53 0.00 10.58 >50 — 19.5 23.9 2 3.10 0.00 9.31 >50 — 20.4 23.7 3 3.09 0.65 7.32 20.59 — 20.9 23.3 4 3.21 1.21 6.00 12.98 — 21.5 23.63 8.33 6.48 5.56 3.61 — 15.9 17.7 6 9.52 7.62 5.71 2.77 — 15.4 16.4 7 9.67 8.09 4.74 2.15 — 15.2 15.4 8 10.47 8.97 4.50 2.56 — 16.0 16.2 9 9.48 8.58 2.69 1.49 — 15.5 15.9 9.36 8.57 2.37 0.89 — 14.6 14.7 11 9.38 8.76 1.88 1.33 — 14.2 14.7 12 10.12 9.63 1.48 0.53 — 15.3 15.7 13 9.49 9.01 1.44 1.00 2.1 14.6 14.9 14 9.66 7.86 5.40 3.03 2.1 14.5 12.7 9.66 8.21 4.33 2.33 2.1 14.5 13.4 16 10.52 10.11 1.22 0.16 — 15.8 15.6 17 4.58 4.24 0.99 0.74 — 19.6 19.4 18 3.71 3.56 0.44 0.51 — 19.7 20.5 19 3.70 3.35 1.06 1.10 — 20.8 20.3 3.79 3.78 0.04 0.54 21.1 22.7 Tal como se muestra en la Tabla 4, particularmente en comparación con las Tablas 2 y 3, 5 % de peso del catalizador de níquel no fue tan efectivo para convertir HPA a una tasa de actividad alta a través del conjunto total de lotes como el catalizador utilizado en el Ejemplo 1 o Ejemplo 2.

EJEMPLO 4 A efectos comparativos, HPA se convirtió a PDO de acuerdo con un método que no es de la presente invención, utilizando un catalizador que comprende un soporte de a-alumina con 5 % de peso de níquel y 2% de peso de tungsteno depositado en el mismo, en el cual el soporte de a-alumina comprendía por lo menos 95% a-alumina. El catalizador se preparó del siguiente modo. Los gránulos de gama-alumina se calcinaron a 1275°C para prepar el soporte de a-alumina. Se preparó una solución de níquel y tungsteno acuosa disolviendo 7.1 gramos de carbonato de amonio en 20 mi de una solución de hidróxido de amonio (28-30%) con calor y agitación moderados, seguidos de la adición y disolución de 13.6 gramos de carbonato de níquel en una solución de carbonato de amonio/hidróxido de amonio, luego de lo cual, 3.0 gramos de amonio meta tungstato se agregó y disolvió en una solución de carbonato de amonio/hidróxido de amonio/carbonato de níquel. El volumen de la solución se llevó a 40 mi con una solución de hidróxido de amonio adicional (28-30%). 100 gramos del soporte de a-alumina se impregnó en la solución que contiene níquel y tungsteno, absorbiendo 100% del volumen de la solución. El soporte impregnado de la solución de níquel/tungsteno luego se dejó madurar durante una hora a temperatura ambiente. El soporte impregnado en níquel/tungsteno luego se secó a 150°C durante 3 horas, y luego se calcinó a 453°C durante 1 hora en el aire para producir un catalizador que contiene 5 % de peso de níquel y 2 % de peso de tungsteno. Antes de la utilización, el catalizador se redujo bajo una corriente de gas de hidrógeno tal como se describió anteriormente en el ejemplo 1. La hidrogenación se llevó a cabo del mismo modo para 20 ciclos, tal como se establece en el Ejemplo 1, excepto que el catalizador poseía una densidad de catalizador de 0.57 g/cm3 y una fracción vacía de 0.42, y un volumen de 21 mi del catalizador que proveía una carga de catalizador de 11.9 gramos. El contenido inicial HPA, el contenido HPA final y la cantidad de HPA convertida por el catalizador tal como se muestra en la Tabla 5. La tabla 5 también muestra la Tasa de conversión de HPA inicial y la Tasa de conversión promedio de HPA para los ciclos 13-15 (actividad del catalizador luego de 24 horas de exposición a condiciones de hidrogenación, durante 24-30 horas). Finalmente, la Tabla 5 muestra el contenido PDO inicial y el contenido PDO final de cada ciclo.

TABLA 5 Ciclo ??? HPA HPA Tasa de Tasa de PDO PDO inicial final convertido conversión conversión inicial final (peso%) (peso%) <g> de HPA promedio de (peso%) (peso%) (ml/ml.hr) HPA ciclos 13-15 (mi/mi hr) 1 3. 26 0. 00 9.8 >50 — 19.5 23.3 2 2 83 0 00 8.5 >50 — 19.2 21.8 3 3 09 0 17 8.8 39 .9 — 21.1 23.3 4 3 13 0 38 8.3 28 .1 -- 21.8 23.3 7 69 3 73 11.9 9. 2 — 15.6 18.8 6 8 30 5 25 9.2 5. 7 -- 14.6 16.9 7 8 82 6 41 7.2 4. 3 -- 14.6 16.7 8 9 48 7 33 6.4 2. 8 — 15.3 16.4 9 8 66 7 49 3.5 1. 6 14.4 14.9 8 66 7 95 1.8 1. 1 — 13.3 14.5 11 9 16 8 13 3.1 1. 5 -- 14.0 14.8 12 9 99 8 63 4.1 1. 6 — 14.9 15.5 13 8 86 7 91 2.9 1. 4 1.3 14.6 15.0 14 9 11 8 18 2.8 1. 1 1.3 14.0 14.2 9 00 8 17 2.5 1. 3 1.3 13.9 14.6 16 9 58 8 73 2.6 1. 1 — 14.6 15.1 17 4 29 3 75 1.6 1. 4 — 18.7 18.6 18 3 45 3 .02 1.3 1. 9 — 19.0 19.3 19 3 .31 2 .91 1.2 1. 3 — 19.2 19.6 3 .35 2 .97 1.1 1. 5 — 19.2 20.1 Tal como se muestra en la Tabla 5, particularmente en relación con las Tablas 2 y 3, 5 % de peso de níquel y 2 % de peso del catalizador de tungsteno que no fue tan efectivo para convertir el HPA a una tasa de actividad alta a través del conjunto total de lotes, como el catalizador utilizado en el Ejemplo 1 o Ejemplo 2. Se hace constar que con relación a esta fecha, el mejor método conocido por la solicitante para llevar a la práctica la citada invención, es el que resulta claro de la presente descripción de la invención.

Claims (10)

1. REIVINDICACIONES Habiéndose descrito la invención como antecede se reclama como propiedad lo contenido en las siguientes reivindicaciones : 1. Un proceso para hidrogenar un aldehido, caracterizado porque comprende: contactar un aldehido con un catalizador en presencia de hidrógeno donde el catalizador consiste en componentes de metal con soporte y sin soporte dispersados en la superficie del soporte, el soporte contiene por lo menos 95% a-alumina, tal como se mide por difracción de rayos x del polvo, y componentes de metal sin soporte que comprenden níquel y/o uno o más compuestos de los mismos y molibdeno y/o uno o más compuestos de los mismos, donde el níquel y/o uno o más compuestos de los mismos comprende de 3 % del peso a 9 % del peso del catalizador, por peso metálico, y el molibdeno y/o uno o más compuestos que comprenden de 1% de peso a 4 % del peso, por peso metálico, del catalizador.
2. 2. El proceso de conformidad con la reivindicación 1, caracterizado porque los componentes de metal sin soporte sin ser níquel y molibdeno comprenden hasta 1 % de peso del catalizador, por peso metálico.
3. 3. El proceso de conformidad con la reivindicación 1 o reivindicación 2, caracterizado porque el catalizador posee un área de superficie N2 BET de 12 m2/g a 30 m2/g.
4. 4. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-3, caracterizado porque el catalizador posee una distribución de tamaño de poro que posee un diámetro de poro mediano de 1300 Á a 1700 Á, tal como se mide mediante porosimetria de mercurio en un ángulo de contacto de 140°.
5. 5. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-4, caracterizado porque el contenido de níquel del catalizador, por peso metálico, es igual o mayor al contenido de molibdeno del catalizador, por peso metálico.
6. 6. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-5, caracterizado porque el catalizador posee una fuerza de compresión de por lo menos 2.3 kg/mm.
7. 7. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-6, caracterizado porque el aldehido es hidrogenado bajo presión parcial de hidrógeno de 6.9 MPa a 11 MPa, a una temperatura de 40°C a 190°C, y con un pH inferior a 6.5
8. 8. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-7, caracterizado porque el catalizador comprende por lo menos 8 % de peso de níquel y molibdeno mediante el peso metálico combinado.
9. 9. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-8, caracterizado porque el aldehido se provee por contacto con el catalizador convirtiendo un acetal en un aldehido.
10. 10. El proceso de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1-9, caracterizado porque el aldehido es 3-hidroxipropionaldehido .