MXPA03001129A

MXPA03001129A - Metodo para la produccion de anhidrido ftalico.

Info

Publication number: MXPA03001129A
Application number: MXPA03001129A
Authority: MX
Inventors: Voit Guido
Original assignee: Basf Ag; Basf Aktiengesellschaft
Priority date: 2000-08-21
Filing date: 2001-08-20
Publication date: 2003-06-30
Also published as: WO2002016299A1; AU2002212144A1; KR100799790B1; ES2326957T3; DE50114954D1; EP1311467B1; ATE434596T1; JP2004506706A; JP5264035B2; CN1620417A; US6774246B2; US20030181735A1; KR20030027051A; DE10040827A1; CN1314651C; EP1311467A1

Abstract

Un proceso para preparar anhídrido ftálico mediante la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos sobre dos diferentes catalizadores de lecho fijo, arreglados en zonas dentro de un reactor del tipo coraza y tubos, que alcanza una temperatura estable por un medio que transfiere el calor de modo que la temperatura máxima en la segunda zona del catalizador en la dirección del flujo es al menos 52°C inferior que la temperatura máxima en la primera zona del catalizador. El proceso de la presente invención hace posible preparar anhídrido ftálico en rendimientos altos bajo condiciones relevantes para la práctica industri

Description

MÉTODO PARA LA PRODUCCIÓN DE ANHÍDRIDO FTÁLICO CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se refiere a un proceso para preparar anhídrido ftálico mediante la oxidación en fase gaseosa de xilenc, naftaleno o mezclas de los mismos en dos diferentes catalizadores de lecho fijo dispuestos en zonas dentro de un reactor de coraza y tubo que alcanza una temperatura estable mediante un medio que transfiere el calor.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Se sabe que el anhídrido ftálico se prepara industrialmente por la oxidación en fase gaseosa catalítica de o-xileno o naftaleno en reactores de coraza y tubos. El material de inicio es una mezcla de un gas que comprende oxigeno molecular, por ejemplo, aire y el o-xileno y/o naftaleno que se va a oxidar. La mezcla se pasa a través de un gran número de tubos localizados en un reactor (reactor de coraza y tubos) , cada uno de los tubos contienen un lecho de al menos un catalizador. Para regular la temperatura, los tubos son rodeados por un medio que transfiere el calor, por ejemplo una sal fundida. Sin embargo, pueden presentarse las temperaturas locales máximas (zonas calientes) en las cuales la temperatura es más alta que el resto del lecho del catalizador o capa catalizadora. Estas zonas calientes producen una elevación en las reacciones secundarias tales como la combustión total del material de inicio o llevan a la formación de sub-productos indeseables que pueden ser separados a partir del producto de la reacción solo con dificultades. Además, el catalizador puede ser dañado irreversiblemente por arriba de una temperatura en particular en las zonas calientes. Las temperaturas de las zonas calientes se encuentran usualmente dentro de un rango de temperatura que va de 400 a 500 °C, en particular de 410 a 460°C. Las temperaturas de las zonas calientes arriba de 500 °C llevan a un decremento severo en la producción de PA factible y en la vida de operación del catalizador. Por otra parte, las temperaturas de las zonas calientes que son demasiado bajas conducen a un contenido excesivamente alto de productos bajo oxidación en el anhídrido itálico (en particular ftalida) , resultando en un deterioro significativo en la calidad del producto. La temperatura de las zonas calientes depende de la cantidad de xileno de la corriente de aire, la velocidad espacial de la mezcla de xileno/aire en el catalizador, la etapa de envejecimiento del catalizador, de las condiciones en que se transfiere el calor dentro del reactor de lecho fijo (tubo del reactor, baño de sal) y la temperatura del baño de sal.

Para reducir estas zonas calientes, se han propuesto varias medidas en por ejemplo, DE 25 46 268 A, EP 286 448 A, DE 29 48 163 A, EP 163 231 A, DE 41 09 387 A, WO 98/37967 y DE 198 23 362 A. En particular, como se describe en DE 40 13 051 A, se ha hecho un cambio para ordenar catalizadores de diferente actividad en las zonas del lecho del catalizador, con el catalizador menos activo que se localiza generalmente muy cerca de la entrada del gas y el catalizador más activo que se encuentra localizado mas cerca de la salida del gas. El proceso se lleva a cabo usando un baño de sal de dos etapas, con la temperatura del baño de sal de la primera zona de reacción en la dirección del flujo de la mezcla de la reacción que se mantiene de 2 a 20°C más alta que la temperatura del baño de sal de la segunda zona de la reacción. El volumen del catalizador en la primera zona de la reacción es de 30 a 75 % por volumen y en la segunda zona de reacción es de 25 a 70% por volumen. La temperatura de las zonas calientes de la primera reacción es más alta que en la zona de la segunda reacción. La diferencia entre las temperaturas de las zonas calientes en los modos de operación descritos en los ejemplos es considerablemente menor de 50°C. La DE 28 30 765 A describe un reactor de coraza y tubos en el cual se presenta un catalizador en dos zonas de la reacción y en las cuales es adecuado para, ínter alia, la preparación de anhídrido ftálico. La temperatura de la reacción en la segunda zona de la reacción desde la entrada del gas es mas alta que aquella en la primer zona de la reacción. La DE 29 48 163 A describe un proceso para preparar anhídrido ftálico usando dos catalizadores diferentes arreglados en zonas, con el catalizador de la primer zona haciendo desde el 30 al 70% de la longitud total del lecho del catalizador y el catalizador de la segunda zona haciendo desde el 70 al 30% de la longitud total del lecho del catalizador. Esto es para reducir la temperatura de la zona caliente. Sin embargo, se ha encontrado que la producción del anhídrido ftálico aún en bajas cantidades de o-xileno en la mezcla de inicio del gas (máximo 85 g/estándar m3) empleado en esta publicación deja algo que desear. Un proceso similar se describe en DE 30 45 624 A. La DE 198 23 262 describe un proceso para preparar anhídrido ftálico usando al menos tres catalizadores revestidos, arreglados uno arriba del otro en zonas, con la actividad del catalizador que se incrementa de zona a zona a partir del extremo de entrada del gas al extremo de salida del gas. En este proceso, la diferencia en la temperatura de las zonas calientes del catalizador para catalizar no es mayor de 10°C.

DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Un objetivo de la presente invención es proporcionar un proceso para preparar anhídrido itálico que produce rendimientos altos de anhídrido itálico aún en cantidades altas de o-xileno o naftaleno y a velocidades espaciales altas . Se ha encontrado que este objetivo se logra llevando a cabo la preparación de anhídrido ftálico sobre catalizadores que tienen actividades que difieren y arreglados en zonas y controlando el proceso de tal forma que la temperatura de las zonas calientes en la zona del catalizador además del gas de la entrada del gas (en la dirección del flujo) es al menos 52°C inferior que en la zona del catalizador cercana a la entrada del gas. Por lo tanto, la presente invención proporciona un proceso para preparar anhídrido ftálico mediante la oxidación en fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos sobre dos diferentes catalizadores de lecho fijo arreglados en zonas dentro de un reactor de coraza y tubos que alcanza una temperatura estable por un medio de la transferencia de calor, en donde la temperatura máxima (temperatura de las zonas calientes, es decir, regiones localizadas de temperatura más alta en una zona del catalizador) en la segunda zona del catalizador, además, la entrada del gas es al menos 52°C inferior que la temperatura máxima en la primera zona del catalizador . La temperatura máxima en la segunda zona del catalizador es preferiblemente al menos de 55°C, en particular al menos de 60 °c, mas abajo de la temperatura máxima en la primera zona del catalizador. Sin embargo, la reacción se controla generalmente de modo que la temperatura máxima en la primera zona del catalizador es no mayor de 75°C, en particular no mayor de 70 °c, más alta que en la segunda zona del catalizador. Por lo tanto, la diferencia de la temperatura se encuentra preferiblemente en el rango de 52 a 75°C. Adicionalmente, el proceso se lleva a cabo de modo que la temperatura de las zonas calientes en la primer zona del catalizador sea menor de 470°C, preferiblemente menor de 450°C. La diferencia en las temperaturas de las zonas calientes pueden ajustarse de diversas formas. Por ejemplo, estas pueden realizarse incrementando la presión de admisión de la mezcla de gas de inicio por hasta 10% o disminuyendo la cantidad de aire usada para la oxidación por hasta 20%. Sin embargo, la diferencia de temperatura se controla pref riblemente por medio de la proporción de la longitud del lecho de los dos catalizadores o por medio de la temperatura del medio que transfiere el calor (mas adelante, la referencia se haré siempre al medio que transfiere el calor preferido, a saber un baño de sal), en particular, cuando las dos zonas del catalizador alcanzan una temperatura estable por medio de diferentes circuitos de baños de sal. La longitud del lecho de la primera zona del catalizador hace preferiblemente más del 60%, en particular, más del 70% y particularmente, preferiblemente más del 75% de la altura total de la capa del catalizador en el tubo de la reacción. Si la temperatura del baño de sal se usa como control, un incremento en la temperatura del baño de sal lleva a un incremento en la temperatura de la zona caliente en la primera zona del catalizador y a un decremento en la segunda zona del catalizador. Por esta razón, una disminución o incremento ligero, por ejemplo, de 1, 2 o 3°C, es generalmente suficiente para ajustar la diferencia de temperatura en la zona caliente deseada. Si las dos zonas del catalizador alcanzan una temperatura estable por medio de diferentes circuitos de baño de sal, el circuito del baño de la sal superior, es decir, el circuito del baño de sal que provoca una temperatura estable en la primera zona del catalizador, se opera preferiblemente a una temperatura que es de 1 a 5°C más alta que aquella del circuito del baño de sal inferior. Alternativamente, la temperatura del baño de sal que alcanza una temperatura estable en la segunda zona del catalizador disminuye hasta en 20°C. La vida de operación del catalizador generalmente es de aproximadamente 4 a 5 años. La actividad del catalizador disminuye generalmente un poco durante el curso del tiempo. Como resultado, la diferencia de la temperatura en las zonas calientes puede caer abajo del valor mínimo de 52°C. Esta puede entonces restablecerse a un valor arriba de 52 °C, incrementando la temperatura del baño de sal como se describe arriba. El proceso se lleva a cabo preferiblemente de forma tal que la diferencia de la temperatura de las zonas calientes se mantiene por al menos el primer 50%, en particular al menos el primer 70%, particularmente de manera preferida al menos el primer 90% de la vida de operación del catalizador y en particular venta osamente durante esencialmente la vida de operación total del catalizador. La temperatura de las zonas calientes se determina de una manera conocida, por ejemplo, mediante la instalación de una pluralidad de termopares en el reactor. Los catalizadores oxidicos soportados son adecuados como catalizadores. En la preparación del anhídrido itálico mediante la oxidación en fase gaseosa de o-xileno o naftaleno, se hace uso de soportes en forma de plato o en forma de anillo, esféricos que comprenden un silicato, un carburo de silicio, porcelana, óxido de aluminio, óxido de magnesio, dióxido de estaño, rutilo, silicato de aluminio, silicato de magnesio (esteatita) , silicato de zirconio o silicato de cerio o mezclas de los mismos. Catalíticamente, los constituyentes activos son generalmente de dióxido de titanio, particularmente en la forma de su modificación anatasa, junto con pentóxido de vanadio. Además, la composición catalíticamente activa puede comprender además pequeñas cantidades de cualquier otros compuestos oxídicos que actúan como promotores para influenciar la actividad y selectividad del catalizador, por ejemplo, reduciendo o incrementando su actividad. Ejemplos de tales promotores son óxidos metálicos alcalinos, oxido de talio (I) , óxido de aluminio, óxido de zirconio, óxido de hierro, óxido de níquel, óxido de cobalto, óxido de manganeso, óxido de estaño, óxido de plata, óxido de cobre, óxido de cromo, óxido de molibdeno, óxido de tungsteno, óxido de iridio, óxido de tántalo, óxido de niobio, óxido de arsénico, óxido de antimonio, óxido de cerio y pentóxido de fósforo. Los óxidos metálicos alcalinos actúan por ejemplo, como promotores que reducen la actividad e incrementan la selectividad, mientras los compuestos de fósforo oxidico, en particular pentóxido de fósforo, incrementan la actividad del catalizador pero reducen su selectividad. Los catalizadores que pueden usarse son descritos por ejemplo, en DE 25 10 994, DE 25 47 624, DE 29 14 683, DE 25 46 267, DE 40 13 051, O 98/37965 y WO 98/37967. Los catalizadores revestidos en los cuales la composición catalíticamente activa se aplica en la forma de una coraza al soporte (cf., por ejemplo, DE 16 42 938 A, DE 17 69 998 A y WO 98/37967) han sido encontrados como particularmente útiles. El catalizador menos activo se arregla en el lecho fijo de modo que el gas de la reacción entre en contacto con este primer catalizador y solamente se ponga en contacto con el catalizador más activo en la segunda zona. Los catalizadores que tienen diferentes actividades pueden alcanzar una temperatura estable a la misma temperatura o a diferentes temperaturas. En general, un catalizador impurificado con óxidos de metal alcalino se usa en la primer zona del catalizador más cercano a la entrada del gas y un catalizador impurificado con cantidades mas pequeñas de óxidos de metales alcalinos y/o compuestos de fósforo y/o promotores adicionales se usan en la segunda zona de la reacción. Se da particular preferencia a los catalizadores que tienen la siguiente composición: para la primer zona: de 3 a 5% en peso de pentóxido de vanadio de 0.1 a 1% en peso de un óxido metálico alcalino, por ejemplo, óxido de cesio. de 94 a 96.9% en peso de dióxido de titanio, para la segunda zona: de 6 a 9% en peso de pentóxido de vanadio de 0 a 0.3% en peso de un óxido de metal alcalino, por ejemplo óxido de cesio. de 0.05 a 0.4% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P) si se desea, de 1 a 5% en peso de un promotor adicional, en particular Sb203. de 85.3 a 93.95% en peso de dióxido de titanio. En general, la reacción se lleva a cabo de tal forma que la mayor parte del o-xileno y/o naftaleno presente en el gas de reacción se hace reaccionar en la primer zona de la reacción. Durante la reacción, los catalizadores son introducidos en los tubos de un reactor tipo coraza y tubos de tal modo que se formen zonas adyacentes. El gas de reducción se hace pasar sobre el lecho del catalizador preparado de esta forma a temperaturas generalmente de 300 a 450°C, preferiblemente de 320 a 420°C y en particular preferiblemente de 340 a 400°C, y a una presión manométrica generalmente de 0.1 a 2.5 bars, preferiblemente de 0.3 a 1.5 bars, y a una velocidad espacial generalmente de 750 a 5000 h"\ preferiblemente de 2000 a 5000 h"1. La alimentación del gas de reacción (mezcla de gas de inicio) al catalizador se produce generalmente mezclando un gas que comprende oxigeno molecular y puede comprender además moderadores de reacción adecuados y/o diluyentes tales como corrientes, dióxido de carbono y/o nitrógeno con el o-xileno o naftaleno para oxidarse. El gas de la reacción contiene generalmente a partir de 1 a 100 % en mol, preferiblemente de 2 a 50 % en mol y en particular, preferiblemente de 1 0 a 30 % en mol de oxigeno. En general, el gas de la reacción se carga de 5 a 140 gramos de o-xileno y/o naftaleno por m3 estándar de gas, preferiblemente de 60 a 120 gramos de o-xileno y/o naftaleno por m3 estándar de gas y en particular, preferiblemente de 80 a 120 gramos de o-xileno y/o naftaleno por m3 estándar de gas. Si se desea, un reactor de consumación aguas abajo como se describe por ejemplo, en DE 198 07 018 o DE 20 05 969 A, puede ser proporcionado adicionalmente para la preparación de anhídrido itálico. Como catalizador para este reactor de consumación, se da preferencia al uso de un catalizador que es aún más activo que el catalizador de la segunda zona. En particular, este catalizador tiene la siguiente composición: de 6 a 9 % en peso de pentóxido de vanadio. de 1 a 5 % en peso de un promotor que incrementa la actividad, en particular Sb203. de 0.1 a 0.5% en peso de pentóxido de fósforo (calculado como P) de 85.5 a 92.9% en peso de dióxido de titanio. El proceso de la presente invención tiene la ventaja de que el anhídrido itálico puede ser preparado con un rendimiento alto y con bajas concentraciones de sub-productos, en particular ftalida, aún en cargas altas de o-xileno y/o naftaleno y a velocidades espaciales altas. Bajo las condiciones del proceso de la presente invención, la concentración de ftalida es no mas elevada que 0.1% en peso, en base al PA. Las ventajas del proceso de la presente invención son particularmente evidentes cuando la actividad del sistema del catalizador usado disminuye debido a su envejecimiento. Aún después de un periodo largo de operación, existe solo un incremento insignificante en la zona caliente en la zona del segundo catalizador. El control de la temperatura usado de acuerdo a la presente invención puede ser también empleado en la preparación de otros productos mediante la oxidación catalítica en fase gaseosa, por ejemplo el ácido acrilico (a partir de propeno) , anhídrido maléico (a partir de benceno, buteno o butadieno), anhídrido piromelitico (a partir de dureno), ácido benzóico (de tolueno), ácido isoftálico (de m-xileno) , ácido tereftálico (de p-xileno) , acroleina (de propeno) , ácido metacrilico (de isobuteno) , naftoquinona (de naftaleno) , antraquinona (de antraceno) , acrilonitrilo (de propeno) y metacrilonitrilo (de isobuteno) . Los ejemplos siguientes ilustran la invención sin restringir su alcance. Ej emplos 1) Producción del catalizador I - III Catalizador I: 50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) que tienen un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un espesor de pared de 1.5 mm se calentaron a 160°C en un cilindro de revestimiento y se rociaron con una suspensión que comprende 28.6 kg de anatasa que tiene un área de superficie BET de 20 m2/g, 2.19 kg de oxalato de vanadilo, 0.176 kg de sulfato de cesio, 44.1 kg de agua y 9.14 kg de formamida hasta que el peso de la capa aplicada fue de 10.5% del peso total del catalizador final (después de la calcinación a 450°C) . La composición catalíticamente activa aplicada de esta forma, es decir, la coraza del catalizador, comprende 4.0% en peso de vanadio (calculada como V2Os) , 0.4% en peso de cesio (calculada como Cs) y 95.6% en peso de dióxido de titanio. Catalizador II 50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) que tienen un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un espesor de pared de 1.5 mm se calentaron a 160°C en un cilindro de revestimiento y se rociaron con una suspensión que comprende 28.6 kg de anatasa que tiene un área de superficie BET de 20 m2/g, 4.11 kg de oxalato de vanadilo, 1.03 kg de trióxido de antimonio, 0.179 kg de fosfato diácido de amonio, 0.045 kg de sulfato de cesio, 44.1 kg de agua y 9.14 kg de formamida hasta que el peso de la capa aplicada fue de 10.5% del peso total del catalizador final (después de la calcinación a 450°C) . La composición catalíticamente activa aplicada de esta forma, es decir, la coraza del catalizador comprende 0.15% en peso del fósforo (calculada como P) , 7.5 % en peso del vanadio (calculado como V205) , 3.2% en peso de antimonio (calculado como Sb203) , 0.1% en peso de Cesio (calculado como Cs) y 89.05% en peso de dióxido de titanio. Catalizador III 50 kg de anillos de esteatita (silicato de magnesio) que tienen un diámetro externo de 8 mm, una longitud de 6 mm y un espesor de pared de 1.5 mm se calentaron a 160°C en un cilindro de revestimiento y se rociaron con una suspensión que comprende 28.6 kg de anatasa que tiene un área de superficie BET de 11 m2/g, 3.84 kg de oxalato de vanadilo, 0.80 kg de trióxido de antimonio, 0.239 kg de fosfato diácido de amonio, 44.1 kg de agua y 9.14 kg de formamida hasta que el peso de la capa aplicada fue de 12· 5% del peso total del catalizador terminado (después de la calcinación a 450°C) . La composición catalíticamente activa aplicada de esta forma, es decir, la coraza del catalizador comprende 0.2% en peso de fósforo (calculado como P) , 7.0% en peso de vanadio (calculado como V205) , 2.5% en peso de antimonio (calculado como Sb2<D3) y 90.3% en peso de dióxido de titanio. 2) Oxidación de o-xileno 2a) Preparación de PA de acuerdo a la presente invención y comparación. (regulación de la diferencia de temperatura de las zonas calientes mediante la variación de la longitud del lecho) . En un reactor de tubo de 10 1 (99 tubos normales y 2 tubos de termopar) , primero (en el fondo) el catalizador II (comparación: 1.30 m; de acuerdo a la presente invención: 0.70 m) y subsecuentemente, el catalizador I (comparación: 1.70 mide acuerdo a la presente invención: 2.30 m) , fueron colocados en cada caso, en cada uno de los tubos de hierro a 3.60 metros de longitud que tienen un diámetro interno de 25 mm (tubos termopar de 29 mm con una cubierta termopar de 10 mm de diámetro interno y 30 termopares instalados (cada uno a 10 cm) ) . Por medio de la compensación de la presión, se aseguró que la misma entrada de la presión prevaleciera en cada una de las entradas del tubo. Si es necesario, una pequeña cantidad de catalizador I se añade o retira a/de los 99 tubos normales; en el caso de los 2 tubos termopar, la compensación de la presión se logra por la adición de material inerte en la forma de esferas de esteatita o esferas de cuarzo. Para regular la temperatura de los tubos de hierro, estos son rodeados por una fundición de sal que se localiza en dos baños de sal separados. El baño de sal que se encuentra mas abajo rodea a los tubos a partir de la placa del tubo mas bajo a una altura de 1.30 metros y el baño de sal superior rodea los tubos a partir de la altura de 1.30 metros a la placa del tubo superior. En 4.0 m3/h por tubo de aire estándar cargado con 100 gramos de 98.5% de concentración en peso de o-xileno por m3 de aire estándar son pasados a través de los tubos a partir del fondo hacia arriba (después del tiempo de ascensión de aproximadamente dos meses) . Después de abandonar el reactor principal, la corriente de gas del producto crudo se dejó enfriar de 280 a 290°C y se pasó a través de un reactor de terminado adiabático (diámetro interno: 0.45 mm, altura: 0.99 m) cargado con 100 Jg del catalizador III. Los datos listados en la siguiente tabla se obtuvieron en estos experimentos (dia = dia de operación que inicia a partir del primer comienzo del catalizador; SBT superior = temperatura del baño de sal, del baño de sal más cercano a la entrada del reactor; SBT fondo = temperatura del baño de sal, del baño de sal más cercano a la salida del reactor; HS superior = temperatura de las zonas calientes del catalizador más cercana a la entrada del rector; HS fondo = temperatura de las zonas calientes del catalizador mas cercana a la salida del reactor; PHDE o contenido de xileno = contenido de ftalida o xileno del gas del producto crudo después del reactor de terminación, en base al an idrido itálico; producción PA = producción de PA en % en peso en base al xileno 100% puro del análisis del gas del producto crudo después del reactor de terminación.

Lecho Dia SBT HS HS fondo DiferenProduc¬ [d] superior superior cia de ción de /SBT [°C] [°C] la PA [m/% fondo Temperade m] [°C] tura [°C] Compara100 384/348 434 366 68 113.1 ción 150 384/348 434 375 57 112.9 170/130 200 384/348 421 390 31 112.0 250 384/348 419 394 25 111.3 De 100 384/348 430 362 68 113.3 acuerdo 150 384/348 431 363 68 113.1 a la pre 200 384/348 425 368 57 112.9 senté in 250 384/348 421 371 50 112.7 vención 230/70 2b) Preparación de PA - de acuerdo a la presente invención (Variación de la temperatura y estructuración de la temperatura) Para combinar el catalizador operado como en el experimento comparativo en 2a) , una diferencia de temperatura de > 40°C se fijó después de la operación durante 250 dias por medio de la estructuración de la temperatura (SBT del fondo disminuida o SBT superior incrementada) o la variación de la temperatura (SBT del fondo y superior incrementadas) . Todas las condiciones experimentales no se cambiaron a partir de aquellas en el experimento 2a) . Los datos listados en la siguiente tabla se obtuvieron en este experimento (día = dia de operación que inicia a partir del primer comienzo del catalizador; SBT superior = temperatura del baño de sal, del baño de sal mas cercano a la entrada del reactor; SBT del fondo = temperatura del baño de sal, del baño de sal mas cercano a la salida del reactor; HS superior = temperatura de las zonas calientes del catalizador mas cercana a la salida del reactor: PHDE o contenido de xileno = contenido de ftalida o xileno del gas del producto crudo después del reactor de terminación en base al anhídrido itálico; producción de PA = producción de PA en % en peso con base al xileno 100% puro a partir del análisis del gas del producto crudo después del reactor de terminación.

Lecho Dia SBT HS HS Diferencia Producción 170/130 superior/SBT superior fondo de de PA [m/% fondo Temperatura m] [°C] Comparación 250 348/348 419 394 25 111.3 estructurar la temperatura De acuerdo a 252 349/349 428 387 41 112.3 la presente 254 350/350 437 381 56 112.5 invención con temperatura incrementada De acuerdo a 256 349/348 429 385 44 112.5 la presente 258 350/348 438 379 58 112.8 invención con la 260 348/343 419 381 38 112.0 estructuración 262 348/338 418 370 48 112.9 de la 264 348/335 419 365 54 113.1 temperatura Los resultados reportados bajo 2 a) muestra que la producción de PA correlaciona con la diferencia de temperatura de las zonas calientes, es decir, bajo condiciones de operación relevantes para practicar, se obtuvo PA en una producción mas alta cuando la diferencia de la temperatura se encuentra arriba de 52° C.

Los resultados reportados bajo 2 b) muestran que cuando la diferencia de la temperatura de las zonas calientes es muy pequeña, el incremento de la temperatura superior e inferior simultáneamente del baño de sal y ligeramente o la reducción de la temperatura del baño de sal inferior manteniendo la temperatura constante del baño superior de sal es suficiente para incrementar la diferencia de la temperatura de las zonas calientes a más de 52°C.

Claims

REIVINDICACIONES 1. Un proceso para preparar anhídrido ftálico mediante la oxidación en la fase gaseosa de xileno, naftaleno o mezclas de los mismos sobre dos diferentes catalizadores de lecho fijo arreglados en zonas dentro de un reactor del tipo coraza y tubos que alcanza una temperatura estable por medio de un medio que transfiere el calor, caracterizado porque la temperatura máxima en la segunda zona del catalizador en la dirección del flujo es al menos de 52° C inferior que la temperatura máxima en la primera zona del catalizador.
2. Un proceso como se reivindicó en la reivindicación 1, caracterizado porque la temperatura máxima en la segunda zona del catalizador es al menos 55°C inferior que en la primera zona del catalizador.
3. Un proceso como se reivindicó en la reivindicación 1, caracterizado porque la temperatura máxima en la segunda zona del catalizador es al menos 60°C inferior que en la primera zona del catalizador.
4. Un proceso como se reivindicó en cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la diferencia de la temperatura entre la temperatura máxima en la primera y segunda zonas del catalizador se controla vía la proporción de la longitud del lecho de las zonas del catalizador .
5. Un proceso como se reivindicó en la reivindicación 4, caracterizado porque la longitud del lecho de la primera zona del catalizador es mayor de 60% de la longitud del lecho total de los dos catalizadores.
6. Un proceso como se reivindicó en la reivindicación 4, caracterizado porque la longitud del lecho de la primera zona del catalizador es mayor de 75% de la longitud del lecho total de los dos catalizadores.
7. Un proceso como se reivindicó en las reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque la diferencia de la temperatura entre la temperatura máxima en la primera y segunda zonas del catalizador se controla via la temperatura del medio que transfiere el calor.
8. Un proceso como se reivindicó en cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la temperatura máxima en la primera zona del catalizador es menor de 470°C.
9. Un proceso como se reivindicó en cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque se usa la fase gaseosa que tiene una carga de 8 a 140 gramos de o-xileno y/o naftaleno por m3 estándar de la fase gaseosa.
10. Un proceso como se reivindicó en cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la temperatura del medio que transfiere el calor es = 360°C.
11. Un proceso como se reivindicó en cualquiera de las reivindicaciones precedentes, caracterizado porque la velocidad espacial de la mezcla del gas es > 2000 h"1.