Titre : Cascade de réacteur Gaz - Liquide - Solide et Liquide-Solide pour la réalisation de réactions chimiques en flux continu sous pression ou haute pression

Domaine technique

La présente invention concerne un dispositif permettant de réaliser des réactions chimiques sous pression ou haute pression en flux continu par une cascade de réacteurs Gaz - Liquide- Solide parfaitement agités et rutilisation de ces dispositifs pour la mise en œuvre de telles réactions.

Etat de la technique

Les réactions chimiques sous haute pression (hydrogénations, oxydations, carbonylations...) représentent une large part des transformations mises en œuvre à l'échelle industrielle, autant dans le domaine de la chimie de base (pétrochimie) que de la chimie fine (industries pharmaceutique, cosmétique...). A elles seules, les réactions d'hydrogénation par le dihydrogène sous pression représentent environ 20% des réactions chimiques réalisées dans le monde de la chimie fine (A. van den Berg et al. Tetrahedron 2005, 61, 2733-2742).

Ces mêmes transformations chimiques menées sous très haute pression (de quelques dizaines à plusieurs centaines de bar) sont extrêmement dangereuses du fait des très gros volumes des réacteurs utilisés (jusqu'à plusieurs milliers de litres) pour répondre aux besoins du marché. Le caractère hautement inflammable des gaz utilisés (hydrogène, oxygène) ou hautement toxique (ammoniac, monoxyde de carbone) imposent le respect d'un grand nombre de mesures réglementaires contraignantes préalablement à l'implantation d'une unité industrielle de réactions chimiques sous haute pression (classement Seveso seuil haut).

Il est maintenant communément admis que le passage d'un procédé batch classique (enchaînements chargement du réacteur - réaction - vidange - nettoyage) à un procédé en flux continu (alimentation et soutirage du réacteur sans interruption) permet une réduction considérable des risques et un meilleur contrôle de la dangerosité du risque, notamment du fait de la réduction considérable des volumes engagés (I. R. Baxendale et al. J. Chem. Technol. Biotechnol. 2013, 88, 519-552). Une sécurité intrinsèque est ainsi obtenue.

La réduction drastique du rapport surface sur volume, conséquence du passage en continu, permet d'améliorer notablement des transferts gaz-liquide, liquide-solide et gaz-solide (matière et chaleur) qui sont toujours des paramètres clef à maîtriser pour désigner une unité industrielle de réaction sous pression compétitive (J.-C. M. Monbaliu et al. Eur. J. Org. Chem. 2018, 2301- 2351). Cette caractéristique se traduit généralement par une amélioration considérable des performances d'un dispositif continu par rapport au procédé batch équivalent (rendement, sélectivité, productivité, rejet environnementaux, bilan énergétique).

La possibilité d'intégrer à une unité de production continue, un système d'analyse en ligne afin de visualiser en temps réel le niveau de performance du dispositif permet de corriger tout dysfonctionnement de manière quasi instantanée ce qui conduit à une amélioration considérable de la sécurité et de la qualité.

Cependant, la réalisation d'une réaction chimique sous haute pression présente une difficulté majeure en ce que ce type de transformation est quasi systématiquement mené en milieu triphasique (gaz, liquide, catalyseur solide) et qu'il est généralement impossible de véhiculer une phase solide dans un réacteur continu de type piston sans l'altérer (C. O. Kappe et al. ChemSusChem 2011, 4, 300-316).

Pour pallier ce problème, plusieurs dispositifs innovants ont été conçus dans le milieu académique comme dans le milieu industriel permettant la réalisation de réactions chimiques sous haute pression en flux continu.

L'utilisation de réacteurs monolithiques macroporeux ou mésoporeux permet de convoyer directement le substrat à transformer à travers les pores des matériaux supportant le catalyseur solide (Chem. Eng. Sci. 2001, 56 , 6015-6023).

L'utilisation de réacteurs pré-emballés en cartouches catalytiques, de réacteurs tubulaires tapissés de catalyseur ou de lits catalytiques fixes constituent également une solution de choix pour la mise en œuvre de ces réactions (Duprat F. et al., Org. Proc. Res. Dev. 2020, 24, 686- 694 ; J. Comb. Chem. 2008, 10, 88-93 ; Brevet US 7988919; Demande internationale WO 2017106916).

L'utilisation de réacteurs dits en "slurry" permet de réaliser un flux continu triphasique assurant une bonne mise en contact des réactifs avec les sites actifs du catalyseur (Brevet US 8534909, Chemical Engineering Journal 2011, 167 (2-3), 718-726., Demande Internationale W02007/112945). Cependant, ces dispositifs sont souvent peu flexibles et souffrent d'inconvénients pratiques majeurs tels que des problèmes de bouchage, d'encrassement, de "leaching" ou encore des difficultés techniques de maintenance (changement du catalyseur). Plus limitante encore est la faible compatibilité de ces dispositifs avec les catalyseurs industriels, qui sont généralement utilisés dans les réacteurs batch classiques, à la fois en termes de taille de particules, (présence de petites et grandes particules solides entre 5pm et 350pm) de nature cristalline ou de propriétés physico-chimiques.

Exposé de l’invention.

Les inventeurs ont conçu un nouveau dispositif permettant la réalisation de réactions chimiques sous pression ou haute pression et/ou sous haute température en flux continu sur la base d'une cascade de N (N entier naturel supérieur à 1) réacteurs autoclaves gaz - liquide - solide ou liquide-solide parfaitement agités et interconnectés.

Le dispositif est parfaitement flexible et peut tolérer une pression de gaz réactif de 10 à 500 bars, une température de - 30 à 300 °C et est compatible avec tous type de catalyseur hétérogène (taille de particule de 2 pm à 500 pm) avec des charges catalytiques pouvant être importantes (de 0.1% à 5% w/w voire 10%) ainsi qu'une vaste gamme de temps de résidence, de quelques minutes à plusieurs heures.

Les dispositifs Gaz-Liquide-Solide (GLS) et Liquide-Solide (LS) de l’invention permettent de travailler dans des conditions optimisées en fonction de la cinétique de la réaction.

Comme cela sera montré dans la partie expérimentale les dispositifs de l’invention font preuve d’une grande souplesse contrairement aux systèmes existants qui opèrent en continu sur les phases solide et liquide donc avec des concentrations constantes de catalyseurs et dont on ne peut pas faire varier les paramètres.

Les dispositifs Gaz-Liquide-Solide (GLS) de l’invention permettent de faire varier la charge de catalyseur en adéquation avec la cinétique de la réaction et du transfert gaz liquide ce qui procure une très grande flexibilité à ces dispositifs.

L’invention a donc pour objet un dispositif de réactions chimiques sous pression ou haute pression en flux continu comprenant une cascade de N réacteurs autoclaves reliés entre eux caractérisé en ce que les N réacteurs de la cascade ont des volumes différents et sont munis de moyens permettant de les contrôler individuellement de façon totalement indépendante, étant entendu que N est un entier naturel supérieur à 1 et que la cascade de réacteurs comprend de préférence au moins deux réacteurs de volumes différents, croissants ou en décroissants dans le sens du flux des fluides.

Il est entendu que l’invention se rapporte aussi à des dispositifs comprenant une cascade de réacteurs de volumes différents dans lesquels les réactions sont effectuées dans des conditions différentes selon les réacteurs en termes de volume de milieu réactionnel, de température, de pression de gaz réactif, de concentration de catalyseur et/ou de vitesse de rotation de l’agitateur.

La présente invention concerne un dispositif de réactions chimiques sous pression ou haute pression et/ou sous haute température en flux continu comprenant une cascade de N réacteurs autoclaves reliés entre eux caractérisé en ce que les N réacteurs de la cascade sont munis de moyens permettant de les contrôler individuellement de façon totalement indépendante, étant entendu que N est un entier naturel supérieur à 1 et que la cascade de réacteurs comprend au moins deux réacteurs de volumes différents, croissants ou décroissants dans le sens du flux des fluides, lesdites réactions chimiques étant du type Gaz - Liquide - Solide ou du type Liquide- Solide, ledit dispositif comprenant entre chacun desdits réacteurs des moyens permettant à la phase fluide d’être en flux continu et permettant à la phase solide d’être en batch.

Par « sous pression » on entend des pressions supérieures à plusieurs centaines de milliers de pascals, qui correspondent à des pressions usuelles dans le cadre de réactions chimiques ne pouvant s’effectuer dans des réacteurs en verre borosilicaté utilisés par l’homme du métier, car ils ne résistent pas à ces pressions.

Par « haute pression » on entend des pressions supérieures à 1 MPa, et qui correspond à des pressions rencontrées lorsque l’un des réactifs est un gaz.

L’expression « haute température » correspond à des températures supérieures à environ 50°C

L’expression « en flux continu » signifie la mise en œuvre d’une réaction chimique dans des réacteurs traversés par un milieu réactionnel liquide en écoulement, et dans lesquels on effectue toutes les étapes de cette réaction chimique déterminée sans isoler les intermédiaires pour obtenir une conversion complète de l’un des réactifs et/ou obtenir le produit désiré. Par « cascade de réacteurs », on désigne une succession de plusieurs réacteurs dans un certain ordre de manière consécutive, chaque réacteur étant dédié à la conversion d’une ou plusieurs étapes d’une réaction chimique déterminée, et la totalité de ces étapes dans les réacteurs consécutifs selon cet ordre permettant la réalisation de ladite réaction chimique.

L’expression « réacteur autoclave » désigne un réacteur capable de résister à une pression de plusieurs centaines de milliers de pascals tout en étant continu sur les phases liquide et gaz.

N représente le nombre de réacteurs et est un entier naturel supérieur ou égal à 2, avantageusement de 2 à 10, et pouvant prendre les valeurs 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9 ou 10. Un montage en flux continu nécessite au moins 2 réacteurs pour pouvoir être qualifié ainsi. Le nombre de réacteurs dans la cascade ne peut pas dépasser 10. En effet chaque réacteur supplémentaire impliquant une perte de charge par rapport au réacteur précédent, notamment une perte de 0,3 à 2 bars (0,03 à 0,2 MPa) environ par réacteur, cela conduirait à une réduction importante de la vitesse de réaction dans les derniers réacteurs sur une cascade de plus de 10 réacteurs.

L’expression « permettant de contrôler individuellement chaque réacteur » signifie le contrôle de la pression, la température, le volume du liquide, et surtout la composition du milieu réactionnel. En effet le suivi de la composition du milieu réactionnel en fonction du temps permet de suivre la cinétique de la réaction et de contrôler l’activité du catalyseur en fonction du temps et de prévoir de changer la charge de catalyseur lorsque le catalyseur est suffisamment désactivé et ne répond plus aux critères de qualité exigée, c’est-à-dire le taux de conversion de la réaction attendue.

Le déchargement de la charge de catalyseur usagé du réacteur n s’effectue rapidement, environ de 15 minutes à 1 heure par la vanne de fond en fonction du volume réactionnel du réacteur n. En effet, avant de décharger le catalyseur par la vanne de fond, il faut inerter le réacteur avec un gaz inerte (Azote, Argon...) ensuite vidanger totalement le réacteur des phases liquides et solides et le nettoyer avant de recharger le réacteur avec un catalyseur neuf et la réintroduction du milieu réactionnel issue du réacteur n-1. Ce réacteur n est by-passé pendant cette étape de déchargement du catalyseur désactivé, nettoyage et chargement du catalyseur neuf pendant que les autres réacteurs sont en fonctionnement.

L’expression « totalement indépendante », signifie que les paramètres tels que la pression ou la température de chaque réacteur n’influent pas sur le fonctionnement des autres réacteurs. L’expression « volumes différents » signifie qu’un réacteur a une différence de volume d’au moins 5% par rapport à un autre réacteur de cette cascade. En d’autres termes si la différence de volume entre deux réacteurs est inférieure à 5%, on considère que les réacteurs sont de même volume.

Par « volumes croissants ou décroissants », on entend le fait que le volume des réacteurs de la cascade peut être strictement croissant ou décroissant suivant le sens de la cascade. On entend également le fait que plusieurs réacteurs de cette cascade peuvent être de même volume, à condition que dans la cascade se trouve au moins un réacteur de volume inférieur ou supérieur au volume des réacteurs de même volume. On entend également que l’on peut avoir une suite de réacteurs de volumes croissants ou identiques, suivi d’un ou plusieurs réacteurs de volumes décroissants. On entend enfin que l’on peut avoir une suite de réacteurs de volumes décroissants ou identiques, suivi d’un ou plusieurs réacteurs de volumes croissants.

Par « sens du flux des fluides », on entend le fait que le flux de fluide circule dans un seul sens, parcourant entièrement la cascade de réacteurs du premier réacteur au dernier réacteur dans un sens défini par l’utilisateur.

Par « premier réacteur », on entend le réacteur dans lequel on insère les matières premières fraîches.

L’expression « réaction Gaz - Liquide - Solide » signifie que l’un ou plusieurs réactifs sont sous forme gaz, un ou plusieurs réactifs sont sous forme liquide et l’un au moins des réactifs, ou un catalyseur est sous forme solide.

Par « réaction Liquide - Solide », on entend que l’un ou plusieurs réactifs sont sous forme liquide et l’un au moins des réactifs, ou un catalyseur est sous forme solide.

L’expression « en batch » signifie que le catalyseur ou le réactif solide reste dans le réacteur dans lequel il est introduit au cours de la réaction

L’invention a pour objet particulier un dispositif caractérisé en ce que chaque réacteur est muni d’une arrivée et d’une sortie de liquide, et d’une arrivée éventuelle de gaz réactif, d'un disque de rupture, d'un évent, d'un doigt de gant pour mesure de paramètres, d'une vanne de prise d'échantillon, d'une double enveloppe, d'un collier chauffant et d’une vanne placée au fond de chaque réacteur et permettant de soutirer le catalyseur désactivé et de le remplacer par un catalyseur neuf.

L’invention a en particulier pour objet un dispositif tel que défini ci-dessus caractérisé en ce que chaque réacteur est muni d'une arrivée et d’une sortie de liquide, et d’une arrivée de gaz réactif, d'un disque de rupture, d'un évent, d'un doigt de gant pour mesure de paramètre, d'une vanne de prise d'échantillon, d'une double enveloppe, d'un collier chauffant et d’une vanne placée au fond de chaque réacteur et permettant de soutirer le catalyseur désactivé et de le remplacer par un catalyseur neuf, chaque réacteur étant équipé d’un filtre, notamment un fritté à l’intérieur du réacteur sur la sortie du liquide afin d’assurer la séparation du solide-liquide et le maintien du solide dans le réacteur, afin que la phase solide soit en batch et que la phase liquide soit continu.

Chaque réacteur est généralement et préférentiellement équipé de contre pales.

Le liquide provenant de la sortie de liquide de chaque réacteur est également appelé liquide clair car grâce au système de filtre dont chaque réacteur est équipé, il n'y a plus aucune trace de solide.

L’expression « filtre » désigne une paroi possédant des pores laissant passer les fluides mais retenant les solides. Cela permet aux catalyseurs et réactifs solides de rester au sein du réacteur et de ne pas circuler avec le flux des fluides. En particulier cela permet d’utiliser complètement le catalyseur de façon complète jusqu’à sa désactivation.

L’invention a pour objet particulier un dispositif caractérisé en ce que chaque réacteur est muni d'une arrivée de gaz réactif, d’une seconde arrivée de gaz entre chaque réacteur pour retirer le catalyseur du fritté, d’une arrivée et sortie du liquide, d'un disque de rupture, d'un évent, d'un doigt de gant pour mesure de paramètres, d'une vanne de prise d'échantillon, d'une double enveloppe, d'un collier chauffant et d’une vanne placée au fond de chaque réacteur et permettant de soutirer le catalyseur désactivé et de le remplacer par un catalyseur neuf.

La perte de charge d’environ 0.3 à 2 bars entre les 2 réacteurs en série, due principalement à l’encrassement du filtre en sortie de la phase liquide, peut être compensée par l’ajout d’un gaz inerte (Argon, Azote...) afin de maintenir le réacteur n sous pression nécessaire à la réaction et à effectuer dans le dit réacteur n, le transfert de la phase liquide en continu du réacteur n vers le réacteur n+1. L’invention a en particulier pour objet un dispositif tel que défini ci-dessus caractérisé en ce l’orifice de sortie liquide est muni d'un système de bougies filtrantes, de porosité comprise entre 2 et 50 pm.

L’expression « bougie filtrante » signifie un filtre, cylindre creux et poreux avec une surface d’échange importante et une porosité adaptée à la phase solide, c’est-à-dire ayant une porosité inférieure à la taille des cristaux solides pour retenir cette phase solide dans le réacteur et obtenir un liquide clair en sortie du réacteur.

L’invention a en particulier pour objet un dispositif tel que défini ci-dessus caractérisé en ce qu'un outil d'analyse en ligne PAT (Process Analytical Technology) par UV, NIR, Raman ou toute autre technique d’analyse est positionné entre chaque réacteur.

Le dispositif peut être pourvu d'un système d'analyse en ligne (sonde UV, RAMAN ou NIR ou toute autre technique d’analyse) pour visualiser en temps réel le bon fonctionnement du procédé en cours.

Par « outil d’analyse en ligne PAT », on entend un ensemble d’analyseurs en ligne de composition spectroscopiques et chromatographiques, de capteurs à usage fixe et d’analyses de données automatisées et statistiques afin de contrôler le procédé en continu afin d’obtenir la qualité du produit fini, sans avoir besoin de prélever des échantillons.

Dans un mode particulier de réalisation du dispositif, l’orifice de sortie est muni d'un système de bougies filtrantes, de porosité comprise entre 2 et 50 pm et un outil d'analyse en ligne PAT (Process Analytical Technology) par UV, NIR ou Raman, qui est positionné entre chaque réacteur.

Un tel dispositif permet la mise en place d'un procédé continu sur la phase liquide (alimentation en substrat et soutirage de produit) et batch sur la phase solide. En effet, un système de bougies filtrantes positionnées entre chaque réacteur de la cascade permet de conserver constante la charge catalytique propre à chaque réacteur.

L’invention a pour objet particulier un dispositif caractérisé en ce que la mise en œuvre du procédé est en en flux continu en ce qui concerne la phase liquide et en batch en ce qui concerne la phase solide. Le dispositif est pourvu d'un haut niveau de contrôle en ce que les paramètres individuels (température, pression, agitation, charge de catalyseurs) de chaque réacteur de la cascade peuvent être contrôlés indépendamment.

Un transfert gaz liquide performant est assuré dans chaque réacteur de la cascade par un système de turbine auto-aspirante et de contre pales.

Le dispositif peut être utilisé pour la réalisation de tout type de réaction chimique sous pression ou haute pression, majoritairement des réactions d'hydrogénation mais aussi des réactions d'oxydation, de carbonylation ou encore d'amination.

Le dispositif peut être utilisé en mode continu en connectant 1 à N (N entier naturel) réacteurs en cascade ou bien en mode batch en utilisant un unique réacteur fermé et auquel il fait référence dans le cadre de la présente invention pour présenter des résultats comparatifs.

Le dispositif tel que défini ci-dessus pour la réalisation de réactions sous pression ou haute pression peut être caractérisé en ce que dans la cascade de réacteurs, le volume des réacteurs est décroissant et est tel que lorsque N est égal ou supérieur à 3, si le premier réacteur a un volume RI, le second réacteur a un volume R2 compris entre RI et 0,5 RI et le troisième réacteur a un volume R3 compris entre 0,8 RI et 0,4 Rl.

On peut par exemple opérer avec une cascade de réacteurs de volumes décroissants dans les proportions suivantes : 1, 0,75, 0,5.

Ce type de dispositif dans lequel la cascade de réacteurs a un volume décroissant dans le sens du flux des fluides est utilisé de préférence pour la mise en œuvre des réactions dont la chaleur de réaction est inférieure à 50kJ/mol telles que en général, les réactions de saponifications ou de rétro-estérifications, dont on peut accélérer les vitesses de réactions par une augmentation de la température.

La présente invention a également pour objet un dispositif pour la réalisation de réactions sous pression ou haute pression caractérisée en ce que dans la cascade de réacteurs, le volume des réacteurs est croissant et est tel que lorsque N est égal ou supérieur à 3, si le premier réacteur a un volume Rl, le second réacteur a un volume R2 compris entre 1,25 Rl et 1,5 Rl etle troisième réacteur a un volume R3 compris entre 1,5 Rl et 4 Rl.

On peut par exemple opérer avec une cascade de réacteurs de volumes croissants dans les proportions suivantes : 1 ; 1,5 et 4.

Ce type de dispositif dans lequel la cascade de réacteurs a un volume croissant dans le sens du flux des fluides est utilisé de préférence pour la mise en œuvre des réactions dont la chaleur de réaction est supérieure à 50kJ/mol telles que les hydrogénations catalytiques ou d’oxydations. En règle générale, une cascade de réacteurs de volumes croissants est utilisée quand la chaleur de réaction est importante par exemple supérieure à 50kJ/mol et/ou que la cinétique de réaction devient très lente lorsque Ton a une conversion supérieure à 40%. Il faut alors augmenter le temps de séjour pour obtenir une productivité volumique optimale avec la possibilité d’augmenter la charge de catalyseur et la température.

L’invention a pour objet particulier une utilisation telle que définie ci-dessus pour la réalisation de réactions sous pression ou haute pression du type liquide solide gaz et solide liquide, en particulier des réactions d'hydrogénation, d'oxydation, de carbonylation, de carboxylation, d'amination, en particulier d’ammonolyse, de Heck ou de Suzuki -Miyaura, de préférence des réactions d’hydrogénation.

L’invention a pour objet particulier une utilisation telle que définie ci-dessus pour la réalisation de réactions sous pression ou haute pression de type liquide solide gaz en particulier des réactions d'hydrogénation, d'oxydation, de carbonylation, de carboxylation ou d'amination, en particulier d’ammonolyse, de préférence des réactions d’hydrogénation.

L’invention a pour objet particulier une utilisation telle que définie ci-dessus pour la réalisation de réactions sous haute température de type liquide solide en particulier des réactions de Heck et de Suzuki-Miyaura

L’invention a pour objet particulier un dispositif caractérisé en ce que chaque réacteur est muni d'une agitation par turbine auto-aspirante creuse assurant une dispersion du gaz réactif dans le milieu réactionnel grâce à une dépression créée par les pâles de l'agitateur et en ce que la vitesse d'agitation est de préférence supérieure à 300rpm.

L’invention a pour objet particulier une utilisation telle que définie ci-dessus caractérisée pour la réalisation de réactions Gaz - Liquide - Solide, dans laquelle chaque réacteur est muni d'une agitation par turbine auto-aspirante creuse assurant une dispersion du gaz réactif dans le milieu réactionnel grâce à une dépression créée par les pâles de l'agitateur et en ce que la vitesse d'agitation est suffisante pour vaincre la perte de charge et est de préférence supérieure à 300 rpm, notamment 500 rpm.

L’expression « turbine auto-aspirante » désigne une turbine avec un axe de rotation creux qui aspire le gaz réactif se trouvant dans la phase gaz du réacteur pour le disperser dans la phase liquide en bas du réacteur, derrière les pales d’agitation. Ce phénomène est induit par la dépression derrière les pales d’agitation lorsque la vitesse de rotation est supérieure à 300rpm voire supérieure à 500rpm pour combattre la perte de charge due à la hauteur du liquide dans le réacteur.

Lorsque la vitesse d’agitation n’est pas suffisante pour vaincre la perte de charge due à la hauteur du liquide, il n’y a pas de recirculation de la phase gaz en partie supérieure du réacteur dans la phase liquide située en bas du réacteur, au niveau des pales de l’agitateur, et le transfert gaz-liquide est fortement réduit, ce qui peut induire une forte réduction de la vitesse de réaction.

Par « agitation » il est entendu que la phase liquide au sein du réacteur se trouve mélangée de manière à la rendre la plus homogène possible, notamment de rendre le milieu réactionnel le plus homogène possible en température, en concentration avec une suspension du catalyseur la plus dispersée et homogène. En effet la présence de liquides immiscibles peut créer deux phases au sein du réacteur. Cela permet également de faire la suspension d’un solide dans une phase liquide, lorsque l’un des réactifs est un solide et/ou lorsqu’un catalyseur hétérogène est nécessaire. Dans le cas d’une réaction en Gaz - Liquide - Solide, cela peut également permettre de disperser le gaz au sein du liquide.

L’invention a également pour objet un dispositif caractérisé en ce qu'un N+lème réacteur peut être positionné en bout de cascade et connecté au procédé lors des opérations de maintenance nécessitant d'isoler un des réacteurs de la cascade.

L’invention a pour objet particulier un dispositif tel que défini ci-dessus caractérisé en ce qu'un N+l ème réacteur peut être positionné en bout de cascade et connecté au procédé lors des opérations de maintenance ponctuelle nécessitant d'isoler un des réacteurs de la cascade.

L’expression « opération de maintenance ponctuelle » signifie le changement de catalyseur dans un des réacteurs ou la réparation d’une défaillance dans le système de contrôle de la température, de la pression ou de la sonde PAT.

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus caractérisé en ce que la réaction est une réaction Gaz - Liquide - Solide, mise en œuvre de façon à ce que la pression en gaz réactif soit comprise entre 2 bars (0.2 MPa) et 500 bars (50 MPa) préférentiellement entre 2 bars (0.2 MPa) et 250 bars (25 MPa) et plus préférentiellement entre 2 (0.2 MPa) et 50 bars (5 MP a).

L’invention concerne rutilisation dans une réaction Gaz - Liquide - Solide telle que définie ci- dessus caractérisée en ce que la température de réaction est comprise entre -10 et 300 °C, de préférence une haute température d’au moins 130°C de préférence par utilisation soit d'une double enveloppe, soit d'un collier chauffant, et en ce que la température de réaction et la charge de catalyseur peuvent être différentes dans chacun des réacteurs.

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus caractérisée en ce que la réaction est une réaction Liquide - Solide, mise en œuvre de façon à ce que la pression en gaz réactif soit comprise entre 1 bar (0,1 MPa) et 100 bars (10 MPa) préférentiellement entre 1 bar (0,1 MPa) et 50 bars (5 MPa) et plus préférentiellement entre 1 bar (0,1 MPa) et 30 bars (3 MPa).

L’invention concerne l’utilisation dans une réaction Liquide - Solide telle que définie ci-dessus caractérisée en ce que la température de réaction est comprise entre -10 et 300 °C, de préférence une haute température d’au moins 130°C° de préférence par utilisation soit d'une double enveloppe, soit d'un collier chauffant, et en ce que la température de réaction et la charge de catalyseur peuvent être différentes dans chacun des réacteurs.

L’invention concerne rutilisation telle que définie ci-dessus d’hydrogénation en continu de l’adiponitrile en hexaméthylène diamine en présence de nickel de Raney caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant au moins trois réacteurs de volumes différents avec des volumes décroissants et des masses de catalyseurs et des températures croissantes suivant les réacteurs.

L’invention concerne l’utilisation d’un dispositif tel que défini ci-dessus caractérisée en ce que la cascade de réacteurs comprend trois éléments et en ce que le volume des réacteurs est décroissant et est tel que si le premier réacteur a un volume RI, le second réacteur a un volume R2 égal à la moitié de RI et le troisième réacteur a un volume R3 égal à un tiers de RI .

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction d’hydrogénation en continu du p-nitrophénol en p-aminophénol en présence de catalyseur platine sur carbone (Pt/C) caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant une cascade de deux à cinq réacteurs, de préférence avec une pression en hydrogène décroissante suivant les réacteurs.

L’invention concerne rutilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction d’acétylation en continu de l’anisole en acétanisole à l’aide d’anhydride acétique en présence de zéolithe béta caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs et à une température d’au moins 130°C.

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction d’ammonolyse en continu de l’éthyl 2-(2-pyrrolidone)-butyrate en 2-(2-oxopyrolidin-l-yl)butyramide en présence de méthanolate de sodium caractérisée en ce que le procédé mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs à une pression d’au moins 7,5 bars (0,75 MPa) et à une température d’au moins 117°C.

L’invention concerne rutilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction d’oxydation en continu de l’alcool benzylique en benzaldéhyde à l’aide d’un catalyseur de palladium SiliaCat Pd(0) caractérisé en ce que le procédé mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins 2 réacteurs et à une pression d’au moins 10 bars (1 MPa), notamment à une température de 85°C.

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction de carboxylation de l’oxyde de propylène en carbonate de propylène à l’aide d’un catalyseur de cellulose diéthylaminoéthyle caractérisé en ce que le procédé mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs et à une pression d’au moins 7 bars (0,7 MPa) et à une température d’au moins 95°C.

L’invention concerne rutilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction de Suzuki- Miyaura en continu d’un acide boronique avec un iodoaryle à l’aide d’un catalyseur Pd-Cu/C, caractérisé en ce que le procédé mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs et à une température d’au moins 105°C, notamment à une pression de 2 bars (0,2 MPa).

L’invention concerne l’utilisation telle que définie ci-dessus pour la réaction de Heck en continu d’un alcènyle ou d’un alcyne avec un iodoaryle à l’aide d’un catalyseur de palladium Pd-M/C avec M un métal, caractérisé en ce que le procédé mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs et à une température d’au moins 105°C, notamment à une pression de 4 bars (0,4 MPa).

Brève description des schémas

[Fig 1] représente un schéma de principe simplifié du dispositif dans le cadre d'une réaction sous pression où le temps de séjour serait fixé de telle sorte à avoir une conversion de 60 % dans le premier réacteur d'une cascade de 4 réacteurs.

[Fig 2] représente un schéma PI&D (schéma tuyauterie et instrumentation) du dispositif complet utilisé pour un procédé continu dans le cas où N=4 (cascade de 4 réacteurs).

[Fig 3] représente un schéma PI&D du dispositif complet utilisé pour un procédé batch sur un seul réacteur fermé.

[Fig 4] représente une vue en coupe du dispositif complet utilisé pour un procédé continu dans le cas où N=2 (cascade de 2 réacteurs). (1) représente les contre pales.

[Fig 5] représente des photographies de la turbine auto-aspirante Rushton

[Fig 6] représente une photographie du dispositif complet utilisé pour un procédé continu dans le cas où N=2 (cascade de 2 réacteurs).

[Fig 7] représente un graphe la conversion (mesurée par HPLC) de la réaction d'hydrogénation du /i-nitrophénol en /;-aminophénol réalisé en continu dans les conditions fixées à l'exemple 2. [Fig 8A] représente un graphe de la conversion (mesurée par HPLC) de la réaction d'hydrogénation du /i-nitrophénol en /;-aminophénol réalisé en batch et [Fig 8B] en continu dans les conditions optimisées dans les 3 réacteurs en série.

[Fig 9] représente un schéma PI&D (schéma tuyauterie et instrumentation) du dispositif complet utilisé pour un procédé continu dans le cas où N=4 (cascade de 4 réacteurs de taille croissante).

[Fig 10] représente un schéma PI&D (schéma tuyauterie et instrumentation) du dispositif complet utilisé pour un procédé continu dans le cas où N=4 (cascade de 4 réacteurs de taille décroissante).

[Fig 11] représente un schéma d’un réacteur de la cascade de réacteurs utilisé pour une réaction Gaz - Liquide - Solide. (1) représente l’axe d’agitation. (2) représente l’entrée de gaz en continu pour maintenir une pression constante dans le réacteur. (3) représente l’entrée de gaz ponctuelle lorsque le fritté est recouvert de catalyseur et induit une perte de charge entre les 2 réacteurs en cascade. Cela permet de remettre le catalyseur en suspension dans le réacteur et de maintenir un volume liquide constant dans le réacteur (4) représente le liquide clair en sortie du réacteur pour entrer dans le réacteur n+1 en continu. (5) représente le fritté. (6) représente la turbine auto-aspirante. (7) représente la double enveloppe pour le contrôle de la température. (8) représente la sortie de catalyseur désactivé. (9) représente la vanne pour évacuer le catalyseur lorsqu’il est désactivé. (10) représente le niveau du liquide. (11) représente l’entrée liquide en continu. (12) représente la prise d’échantillon liquide (13) l’entrée pour la mise en place des capteurs (Contrôle Température, Pression, PAT).

Description détaillée de l'invention

Le dispositif est constitué d'une cascade de réacteurs autoclaves Gaz - Liquide - Solide parfaitement agités individuellement identiques et reliés entre eux par des connexions fluidiques munies de bougies filtrantes (Fig. 1).

Chaque réacteur est constitué d'une cuve cylindrique en INOX dont les volumes sont compris entre 100 ml et 200 litres. Une valeur préférée du volume des réacteurs au niveau laboratoire/pilote est de 250ml (Fig. 6) et au niveau industriel est compris de 2 litres à 200 litres.

Selon un mode de fonctionnement, les dimensions de chaque réacteur sont comprises de 45mm à 80 cm de diamètre interne par 9 cm à 100 cm de hauteur pour un volume total de 150 mL à 200 L. De préférence, les dimensions sont de 45 à 500 mm de diamètre interne par 95 à 600 mm de hauteur pour un volume total de 150 mL à 120 L. Avantageusement, le diamètre externe de chaque réacteur peut être supérieur dans le cas de réactions sous une pression particulièrement élevée.

Selon un mode de fonctionnement, l'étanchéité de chaque réacteur est assurée par un joint torique de type VITON ou équivalent compatible avec les produits utilisés et la température. Le réacteur est fermé par un obturateur muni d’écrous à visser, adaptés au volume du réacteur et des conditions opératoires pour maintenir la pression dans le réacteur.

Selon un autre mode de fonctionnement, l'étanchéité est assurée par un système de joints comprimés par un système de brides. Ce mode de fonctionnement est préféré dans le cas de procédés à très haute pression (supérieure à 200 bars (20 MPa)).

L'obturateur de chaque réacteur est traversé par un arbre d'entrainement motorisé relié à un coffret de pilotage individuel permettant de régler la vitesse d'agitation entre 0 tour/min et 1200 tours/min. Avantageusement, l'obturateur de chaque réacteur ainsi que la turbine d'agitation motorisée sont fixés sur un châssis, de préférence en acier inoxydable adapté à la taille des réacteurs (Fig. 6).

Selon un mode de fonctionnement, l'obturateur de chaque réacteur est muni de 4 à 8 piquages 1/8” HP (0,3175 cm) voire 1/4” (0,635 cm), ou 1” (2,54 cm) en fonction des besoins, de manière préférée 4 à 6 piquages (Fig. 3).

L'un des piquages de l'obturateur est relié par un tubbing 1/8” (0,3175 cm), 1/4” (0,635 cm), ou 1” (2,54 cm) en acier inoxydable à une jonction en croix à 4 voies de type Swagelok, commercialisé par la Société Swagelok (Fig. 3).

Les diamètres des tubes sont en adéquation avec des volumes réactionnels et donc seront plus importants lorsque les volumes réactionnels sont de l’ordre de 10 litres à 150 litres, de préférence de 10 à 50 litres.

Une des voies de ce raccord en croix est reliée à l'alimentation en gaz réactif.

Une autre des voies de ce raccord en croix est relié à un manomètre électronique (et/ou à aiguilles) permettant de mesurer la pression en gaz réactif dans le réacteur et permet l’enregistrement de la pression en fonction du temps.

La troisième des voies de ce raccord en croix est reliée à un disque de rupture de sécurité. Selon un mode de fonctionnement, ce disque de rupture se déclenche lorsque la pression dépasse la pression de sécurité définie pour le procédé en général inférieure à 150 bars (15 MPa). Selon un autre mode de fonctionnement, un disque de rupture tolérant 200 (20 MPa), 250 (25 MPa) voire 500 bars (50 MPa) de pression peut être monté sous réserve que l'ensemble des éléments du réacteur (joints, pompes, raccords olive...) tolèrent une telle pression.

La voie d'alimentation en gaz réactif est munie d'un clapet anti- retour, d'une vanne quart de tour, et d'une vanne à pointeau. L'alimentation en gaz réactif est assurée par un détendeur pouvant délivrer la pression adaptée.

Un des piquages de l'obturateur est relié à une voie d'alimentation en substrat (tubbing 1/8” (0,3175 cm), 1/4” (0,635 cm), ou 1”(2,54 cm)). Cette voie est munie d'une vanne quart de tour et d'une vanne à pointeau afin de régler précisément le débit d'alimentation en substrat (Fig. 3). Selon un mode de fonctionnement (batch), cette voie peut rester fermée. Selon un autre mode de fonctionnement (continue), cette voie est reliée à une pompe type HPLC pour des débits inférieurs à lml/mn à 300 ml/mn pouvant délivrer une pression supérieure à la pression de travail au sein du réacteur avec le débit liquide contrôlé automatiquement ou à une pompe industrielle pour des débits de 300 ml/min à 50 L/min pouvant délivrer une pression supérieure à la pression de travail au sein du réacteur associé à un débitmètre liquide afin de contrôler et réguler automatiquement le débit liquide.

Un des piquages de l'obturateur est relié à une voie d'alimentation en gaz inerte permettant la purge du réacteur (Fig. 3). Cette voie est munie d'une vanne quart de tour pouvant être automatisée.

Selon un mode de fonctionnement préféré, les réactions sont conduites en atmosphère inerte et le gaz inerte est de l'argon. Selon un autre mode de fonctionnement, ce gaz inerte est de l'azote. Un des piquages de l'obturateur est relié à un évent de dégazage ((Fig. 3). Cette voie de dégazage est munie d'une vanne quart de tour automatisée afin de dépressuriser le réacteur. La sortie de cette voie doit être positionné sous un dispositif d'aspiration afin d'éliminer les gaz résiduels en toute sécurité.

Un des piquages de l'obturateur est munie d'un tubing plongeant dans le réacteur, permettant la prise d'échantillons (Fig. 3). Ce tubing plongeant est muni, en son extrémité immergée, d'une bougie filtrante.

Avantageusement, la bougie filtrante est constituée d'un cylindre creux fritté fileté dont la porosité peut être comprise entre 2 et 50 pm, préférentiellement entre 5 et 50 pm La voie de prise d'échantillon est munie d'une vanne quart de tour et d'une vanne pointeau permettant de récupérer un échantillon représentatif du mélange réactionnel par surpression. Cet ensemble est prévu d’être totalement automatisé.

Avantageusement, un autre des piquages de l'obturateur est utilisé pour introduire un doigt de gant dans le réacteur pouvant être équipé d'une sonde indifférente. Selon un mode de fonctionnement, cette sonde peut être un thermocouple.

Le réacteur est muni d'un orifice de sortie latéral fileté. Selon un mode de fonctionnement (continu), cet orifice est muni d'une bougie filtrante et relié à une voie de sortie (tubbing 1/8” (0,3175 cm) ou l/4”(0,635 cm) voire 1”(2,54 cm) à 2”(5,08 cm)) vers le réacteur aval de la cascade.

L'agitation est assurée par une turbine auto-aspirante de type Rushton. Le dispositif d'agitation est constitué d'un arbre creux et d'une turbine creuse. Cette turbine creuse est constituée de deux disques d'INOX parallèles reliés entre eux par 5 à 7 pâles verticales. Selon un mode de fonctionnement, ces pâles peuvent être orientées parallèlement au rayon des disques. Selon un autre mode de fonctionnement, ces pâles peuvent être orientées en faisant un angle 10 à 30 degrés par rapport au rayon des disques. La rotation de la turbine, à partir d'une certaine vitesse crée une dépression en aval des disques. L'hydrogène sous pression délivré dans le volume mort de réacteur est alors entraîné au travers de l'arbre creux jusqu'à la zone de dépression et distribué dans le solvant sous la forme de petites bulles. Un tel dispositif équipé de contre pales, assure un transfert gaz - liquide performant (Fig. 5).

La longueur de l'arbre d'agitation est comprise de 80 mm à 800 mm. La longueur de l'agitateur est fonction du volume du réacteur donc pour un volume de 100 ml la longueur est par exemple de l'ordre de 80 mm et pour un réacteur de 200L la longueur de l'agitateur est par exemple d’ environ 80cm.

Cette longueur est notamment de 80 mm à 200 mm, ou de 80 mm à 600 mm, ou de 200 mm à 600 mm ou de 200 mm à 800 mm ou de 600 mm à 800 mm. Le diamètre des disques est compris de 20 mm à 50 cm, de préférence est compris de 20 mm à 40 cm et adapté au volume du réacteur.

La présente invention a pour objet rutilisation des dispositifs selon l’invention caractérisée en ce que les charges de catalyseur peuvent être différentes dans chacun des réacteurs Comme également indiqué, la charge de catalyseur dans une réaction d’hydrogénation peut être différente dans chacun des réacteurs, elle peut être par exemple dans un ratio de 1 ; 1,3 ; 1,5 ou encore 0,7 ; 1,7 ; 2 dans une cascade de trois réacteurs. La charge en catalyseur peut être de l’ordre de lmole % ou d’un multiple de ce pourcentage par exemple en Palladium.

La vitesse d’agitation peut être de l’ordre de 1.000 RPM (rotations par minute). Une vitesse de l’ordre de 800 RPM peut également être utilisée.

Avantageusement, le réacteur peut être muni d'un dispositif de contrôle de température afin de travailler à la température désirée. Selon un mode de fonctionnement, cette température est comprise entre - 30°C et 300 °C. Selon un autre mode de fonctionnement, cette température peut être supérieure sous réserve que les joints d'étanchéité la tolèrent.

Selon un mode de fonctionnement, ce dispositif de chauffage peut être une double enveloppe amovible vissée au réacteur via deux trous filetés (non débouchants) percés dans le réacteur. Ce mode de fonctionnement est privilégié dans le cas des températures faibles (- 30 °C à 120 °C). Selon ce même mode de fonctionnement, le contrôle de la température de la double enveloppe est assuré par un fluide caloporteur thermostaté. Dans le cas des réacteurs industriels, la double enveloppe est non-amovible et est en acier inoxydable. Selon un autre mode de fonctionnement, ce dispositif de chauffage peut être un collier chauffant en céramique avec tôle anti-brulure relié à un coffret de pilotage. Ce mode de fonctionnement est privilégié dans le cas des températures élevées (120°C à 300 °C).

La présente invention a donc pour objet rutilisation des dispositifs selon l’invention caractérisée en ce que la température de réaction peut être comprise entre -10 et 300 °C, de préférence une haute température d’au moins 130°C° de préférence par utilisation soit d'une double enveloppe, soit d'un collier chauffant.

La présente invention a pour objet l’utilisation des dispositifs selon l’invention caractérisée en ce qu’en ce que la température de réaction peut être différente dans chacun des réacteurs.

La température de réaction, et notamment la température de la réaction d’hydrogénation peut être en particulier de l’ordre de 100°C, elle peut être également de l’ordre de 80° à 120°C. Comme indiqué, elle peut varier d’un réacteur à l’autre dans la cascade de réacteurs, par exemple elle peut être de l’ordre de 80°C pour le premier et le deuxième réacteur et de l’ordre de 100°C pour le troisième réacteur dans un système à trois réacteurs.

La température peut également être de l’ordre de 100°C pour le premier, de l’ordre de 110° pour le deuxième réacteur et de l’ordre de 130°C pour le troisième réacteur dans un système à trois réacteurs.

Selon un mode de fonctionnement, un tel réacteur peut être utilisé seul en mode batch sous réserve que la voie d'alimentation et l'orifice de sortie soit bouché par des éléments tolérant la pression de travail en gaz réactif (Fig. 3).

Selon un autre mode de fonctionnement, 1 à N (N entier naturel) réacteurs du même type peuvent être connectés en cascade dans le but de travailler en flux continu (Fig. 2).

Selon un mode de fonctionnement préféré, le nombre N optimal de réacteurs à connecter à la cascade peut être déterminé par un bilan de matière sur un seul réacteur continu couplé à une étude cinétique effectuée en mode batch. Selon un autre mode de fonctionnement, ce nombre N peut être déterminé de manière empirique.

La présente invention a aussi pour objet l’utilisation des dispositifs selon l’invention caractérisée en ce que la réaction est mise en œuvre de façon à ce que la pression en gaz réactif soit comprise entre 10 bars (1 MPa) et 500 bars (50 MPa) préférentiellement entre 10 bars (1 MPa) et 250 bars (25 MPa) et plus préférentiellement entre 10 bars (1 MPa) et 50 bars (5 MPa). Dans les réactions d’hydrogénation, la pression en hydrogène est de préférence de l’ordre de 20 bars (2 MPa) ou 30 bars (3 MPa), des valeurs de 10 (1 MPa), 12 (1.2 MPa), 20 (2 MPa) et 50 (5 MPa) bars peuvent également être utilisées.

Lorsque trois réacteurs sont utilisés, les pressions respectives dans chacun des réacteurs peuvent être de l’ordre de 15 (1,5 MPa) dans le premier réacteur, 12 (1,2 MPa) dans le second réacteur et 10 bars (1 MPa) dans le troisième réacteur, 20 (2 MPa) dans le premier réacteur, 12 (1,2 MPa) dans le second réacteur, et 5 bars (0,5 MPa) dans le troisième réacteur ou encore 30 (3 MPa) dans le premier réacteur, 28 (2,8 MPa) dans le second réacteur et 5 bars (0,5 MPa) dans le troisième réacteur.

La circulation du mélange réactionnel au travers des N réacteurs de la cascade peut être assurée par application d'une pression décroissante dans chaque réacteur. Avantageusement, les N réacteurs de la cascade peuvent être fixés sur leur châssis respectifs à des hauteurs décroissantes pour améliorer la circulation du mélange d'alimentation.

L'alimentation du dispositif en mélange réactionnel peut être assurée par une pompe HPLC ou pompe industrielle classique pouvant délivrer une pression supérieure à la pression de travail en gaz réactif.

Le réglage des débits d'alimentation et de soutirage peut être affiné par réglage de l'ouverture des vannes pointeaux positionnés entre chaque réacteur. Au niveau de chaque connexion entre les réacteurs, il y a des vannes qui peuvent être automatisés, et des contrôles de débits seront insérés entre chaque réacteur afin de contrôler les débits entre chaque réacteur.

L'absence de circulation de la phase solide (catalyseur) au travers de la cascade est assurée par la présence de bougies filtrantes à chaque orifice de sortie du réacteur.

En cas de bouchage de la voie de circulation du mélange réactionnel, une légère contre pression peut être exercée sur la cascade pour désencrasser les bougies filtrantes intermédiaires. Selon un mode de fonctionnement, cette contre pression peut être mise en œuvre par application temporaire d'une pression croissante en gaz réactif au sein de la cascade.

Avantageusement, une sonde analytique de type RAMAN ou NIR peut être intégrée au niveau de la connexion entre deux réacteurs de la cascade afin de visualiser en temps réel l'efficacité du processus sous pression, et, le cas échéant, de prévoir une opération de maintenance (changement de catalyseur désactivé) (Fig. 2).

Avantageusement, une telle opération de maintenance peut être effectuée sans arrêter le procédé global mais simplement en déconnectant un des réacteurs de la cascade afin de l'isoler. Avantageusement, un N+lème (N entier naturel) réacteur identique peut être prévu en bout de cascade, ce dernier n'étant mis en service que pendant l'opération de maintenance d'un réacteur en amont afin de maintenir un procédé à N réacteurs (N entier naturel) en cascade et de ne pas perdre en niveau de performance.

L'ensemble des paramètres individuels (température, pression, vitesse d'agitation, éventuellement charge catalytique) des N réacteurs (N entier naturel) de la cascade peuvent être à la fois contrôlés et visualisés de façon totalement indépendante.

Selon un mode de fonctionnement, il est possible d'appliquer la même combinaison de paramètres opératoires aux N réacteurs (N entier naturel) de la cascade. Selon un autre mode de fonctionnement, des paramètres différents peuvent être appliqués.

L'ensemble des connections fluidiques et des connexions de gaz sont assurée par des éléments de connectique de type Swagelock compatibles avec la pression de travail en gaz réactif (raccord olive, union + rondelle et ferrules). Selon un mode de fonctionnement l'ensemble de ces connexions est constitué de tubbings 1/8” (0,3175 cm), l/4”(0,635 cm), ou 1”(2,54 cm). Selon un autre mode de fonctionnement, l'ensemble de ces connexions est constitué de tubbing 1/8” (0,3175 cm) voire de dimensions supérieures adaptées aux volumes des réacteurs.

La présente invention a pour objet l’utilisation des dispositifs décrits ci-dessus pour la réalisation de réactions sous pression du type liquide solide gaz et solide liquide, en particulier des réactions d'hydrogénation, d'oxydation, de carbonylation ou d'amination, de préférence des réactions d’hydrogénation.

Les réactions d’hydrogénation sont opérées en présence d’un catalyseur tel que les métaux du groupe du platine, notamment le platine, le palladium, le rhodium et le ruthénium, par exemple le catalyseur de Wilkinson, à base de rhodium ou le catalyseur de Crabtree à base d'iridium ou le catalyseur de Lindlar à base de palladium sur du carbonate de calcium. On peut aussi utiliser les catalyseurs à base de nickel comme le nickel de Raney ou le nickel d’Urushibara. On utilise de préférence, le Nickel de Raney, le platine sur carbone (Pt/C) ou un catalyseur du type SiliaCat®, notamment le Siliacat Pd(0).

Le Siliacat Pd(0) est un catalyseur constitué de Pd piégé dans un système sol -gel. Plus précisément, des nanoparticules de Pd hautement dispersées (uniformément dans la plage de 4,0 à 6,0 nm) sont encapsulées dans une matrice d'organosilice.

La structure de ce catalyseur est représentée ci-dessous. Ce catalyseur est commercialisé par plusieurs sociétés dont la société Dichrom GmbH en

Allemagne et la Société Silicycle au Canada.

La présente invention a en particulier pour objet G utilisation des dispositifs de l’invention pour l’hydrogénation en continu de l’adiponitrile en hexam éthylène diamine en présence de nickel de Raney caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant au moins trois réacteurs de volumes différents avec des volumes décroissants et des masses de catalyseurs et des températures croissants suivant les réacteurs.

Lors de la mise en œuvre de cette réaction, la cascade de réacteurs comprend de préférence trois éléments et le volume des réacteurs est décroissant et est tel que si le premier réacteur a un volume RI, le second réacteur a un volume R2 égal à la moitié de RI et le troisième réacteur a un volume R3 égal à un tiers de RI .

La présente invention a en particulier pour objet l’utilisation des dispositifs de l’invention pour l’hydrogénation en continu du p-nitrophénol en p-aminophénol en présence de catalyseur platine sur carbone (Pt/C) caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant une cascade de deux à cinq réacteurs, de préférence avec une pression en hydrogène décroissante suivant les réacteurs.

La présente invention a en particulier pour objet l’utilisation des dispositifs de l’invention pour l’acétylation en continu de l’anisole en acétanisole à l’aide d’anhydride acétique en présence de zéolithe béta caractérisée en ce que le procédé est mis en œuvre en utilisant une cascade d’au moins deux réacteurs et à une température d’au moins 130°C.

Il est entendu que les données chiffrées indiquées ci-dessus à titre indicatif (de l’ordre de) doivent être interprétées avec une marge d’appréciation de 10, 20 ou même 25%.

Les exemples qui suivent sont fournis à titre d’illustration de la présente invention. Il est entendu que les exemples de référence peuvent être utilisés pour mettre en œuvre l’invention telle que revendiquée, par exemple lorsqu’un seul réacteur est utilisé, une cacade de réacteurs du même type mais de dimensions différentes peuvent être disposés en cacade selon l’invention.

Exemples

1) Exemple de référence : Hydrogénation du p-nitrophénol en p-aminophénol en mode batch La réaction en mode batch est effectuée sur un unique réacteur fermé. Le réacteur est pré-chargé par une solution de 6.95 g de / nitrophénol dans 100 mL d'EtOH et 9.75 mg de Pt/C (Sigma Aldrich). Le réacteur est alors purgé du diazote (3 purges, 5-7 bar) puis pressurisé à l'hydrogène (LL Alphagaz, Air Liquide) sous 15bar. L'agitation est fixée à 1000 RPM et le réacteur est chauffé à 80 °C par sa double enveloppe pendant lh20. A l'issue de la réaction, le réacteur est inerté par une purge du diazote et le milieu réactionnel est analysé par HPLC (phase inverse, colonne Cl 8). L'analyse met en évidence une conversion de 92% de /i-nitrophénol en p- aminophénol sans trace de co-produit de réaction.

2) Hydrogénation du p-nitrophénol en p-aminophénol en continu sur une cascade de deux à cinq réacteurs continus parfaitement agités

Le même dispositif est réutilisé pour effectuer la réaction sur une cascade de deux réacteurs continus parfaitement agités. La voie de sortie du premier réacteur, toujours munie d'une bougie filtrante de 5 pm afin de conserver la charge catalytique de l'autoclave constante, est connectée en entrée d'un deuxième réacteur en tout point similaire au premier. Les deux réacteurs sont chargés par 20 mg de Pt/C 10% w/w (Sigma Aldrich). Une conversion de 50% est simulée dans le premier réacteur (2.72 g de />-aminophénol pour 3.48 g de />-nitrophénol) et une conversion de 75% est simulée dans le deuxième réacteur (4 g de /i-aminophénol pour 1.8 g de p- nitrophénol). Dans les conditions précédemment décrites, mais avec une pression légèrement décroissante, (80 °C, 15 bars, 1000 RPM dans le premier réacteur ; 80 °C, 12 bars, 1000 RPM dans le deuxième réacteur), la cascade est alimentée par une solution de p-nitrophénol dans l'éthanol (0.3 M) à un débit de 3 mL/min (temps de passage, 30 minutes par réacteur) pendant 5 heures. La vanne de soutirage du deuxième réacteur est réglée de sorte à avoir un débit de sortie à peu près égale au débit d'entrée. Aucun événement ne survient au cours des 5 heures de réaction. Des échantillons sont pris toutes les 4 minutes. Les analyses HPLC montrent que la conversion oscille entre 70 et 83% pendant 20 minutes avant de se stabiliser autour de 80% sans formation de co-produit. Dans un autre cas de figure, un troisième réacteur est connecté à la cascade. De façon similaire, ce réacteur est chargé par 20 mg de Pt/C, et une conversion de départ de 90% est simulée (4.9 g de />-aminophénol pour 695 mg de />-nitrophénol). Dans les conditions décrites précédemment (80 °C, 1000 RPM, 15 bar ; 12 bar ; 10 bar), la cascade est alimentée pendant 4 heures à un débit de 4 mL/min (temps de passage 25 minutes). Aucun événement ne survient. En sortie de réacteur, des prélèvements sont effectués toutes les 4 minutes. Les analyses HPLC montrent que la conversion oscille entre 80 et 96% pendant 20 minutes avant de se stabiliser à 95% pendant 4 heures.

3) Exemple de référence : Hydrogénation du p-nitrophénol en p-aminophénol en mode batch avec un catalyseur Siliacat Pd(0)

La réaction en mode batch est effectuée sur un unique réacteur fermé. Le réacteur est pré-chargé par une solution de 6.95 g de / nitrophénol dans 100 mL d'EtOH (Aldrich) et 0,208 mg de SiliaCat Pd(0) (Silicycle). Le réacteur est alors purgé du diazote (3 purges, 5-7 bar) puis pressurisé à l'hydrogène (EL Alphagaz, Air Liquide) sous 15bar. L'agitation est fixée à 1000 RPM.

Quand le réacteur est chauffé à une température de 80°C, on obtient une conversion de 86% en 80mn et quand la réaction est faite à 100°C on obtient une conversion de 88% en 60mn.

4) Hydrogénation du p-nitrophénol en p-aminophénol en mode continu avec un catalyseur SiliaCat Pd(0) sur 2 réacteurs en continu

Suite à l’étude cinétique, une simulation d’un troisième réacteur a été effectuée en prenant en compte les critères des 2 premiers réacteurs.

Les résultats obtenus sont indiqués dans le tableau ci-dessous

Dans le tableau ci-dessus, la quantité de catalyseur « Mcata » est exprimée en mol%.

Une productivité de 3,7kg/L/jour de p- aminophénol est obtenue avec 3 réacteurs en série. La figure 8B montre les conversions pour chaque réacteur

FEUILLE DE REMPLACEMENT (RÈGLE 26) 5) Hydrogénation de l ’Adiponitrile en Hexaméthylène diamine en continu avec du NiRa avec optimisation holistique des conditions opératoires avec design du réacteur

On opère avec 3 réacteurs différents. Le volume de chaque réacteur est respectivement de 2 litres, 1,5 litre et 1 litre. La température de réaction est de 80°C pour les 2 premiers réacteurs et del00°C pour le troisième réacteur et la masse de catalyseur est respectivement de 10g, 13g et 15g. Le débit est de 0,11/s.

La productivité est de 9,29 kg HMD/Litre/heure.

6) Hydrogénation du p-nitrosophénol pur et d’un mélange de para et ortho-nitrosophénol Un mélange de para et ortho-nitrosophénol (rapport o/p=10/90) a été solubilisé dans du MeOH et du Pt/(C) (% massique) a été mis en suspension. Le mélange a ensuite été placé sous hydrogène (latm) sous agitation. Après 2 heures, le mélange n’a plus présenté de trace de 2- nitrosophénol et de 4-nitrosophénol. La solution a été filtrée sur célite, et évaporée à sec pour obtenir un mélange de 2-aminophénol et de 4-aminophénol dans un ratio de o/p=10/90.

Deux autres essais d’hydrogénation du p-nitrosophenol pur ont été effectués sous pression (P=15bar) à T=80°C, en utilisant le catalyseur Pt/C et le catalyseur SiliaCat Pd(0).

Il a été obtenu une conversion de l’ordre de 99,9% avec un excellent rendement 99,8% (contrôle par HPLC).

7.1) Carboxylation de l’oxyde de propylène avec un catalyseur solide pour former le carbonate de propylène en mode batch

Le catalyseur utilisé est DEAE 1ER de Merck Sigma Aldrich avec une charge catalytique de 76 g/L. Dans un réacteur de 100 mL, la pression est de 75,4 bars et la température de 95°C. La réaction est faite sans solvant. La sélectivité est supérieure à 99% et le temps de réaction est de 60h.

7.2) Carboxylation de l ’ oxyde de propylène avec un catalyseur solide pour former le carbonate de propylène en mode continu

Le catalyseur utilisé est de la cellulose diéthylaminoéthyle.

Les résultats obtenus sont indiqués dans le tableau ci-dessous

Il est obtenu une productivité de 0.0174 kg de propylène carbonate/L/H/kg de catalyseur. yl)butyramide (Etiracétam) en mode batch

La réaction est catalysée par le méthanolate de sodium MeONa. L’ethyl 2-(2-pyrrolidone)- butyrate (1 équivalent) est dissous dans le méthanol (0.3 volume). Le méthylate de sodium (0.04 équivalent) et l’ammoniac (3.3 équivalents) sont ensuite introduits ensemble. On charge l’ammoniaque recyclé que l’on complète par la quantité nécessaire d’ammoniaque frais. Le réacteur est ensuite chauffé par la double enveloppe de manière à maintenir une pression inférieure à 6 bars. (Chauffage à 60°C en lh-lh30). Le milieu réactionnel est refroidi à 0°C (intervalle de température accepté : -11°C à 10°C) et, en même temps, l’ammoniac est dégazé et recyclé. L’ammoniac est condensé dans un évaporateur contenant du méthanol. La solution d’ammoniaque dans le méthanol sera engagée lors de la synthèse suivante. Le milieu est alors filtré et lavé avec du méthanol. Le produit final est séché sous pression réduite ou à pression atmosphérique (la température interne finale est de 60±20°C).

Les conditions opératoires optimales sont indiquées dans le tableau ci-dessous :

8.2) Ammonolyse de l’éthyl 2-(2-pyrrolidone)-butyrate (PBE) en 2-(2-oxopyrolidin-l- yl)butyramide (Etiracétam ouETI) en mode continu

FEUILLE DE REMPLACEMENT (RÈGLE 26) 8.2) Ammonolyse de l’éthyl 2-(2-pyrrolidone)-butyrate (PBE) en 2-(2-oxopyrolidin-l- yl)butyramide (Etiracétam ou ETI) en mode continu

La réaction est catalysée par le méthanolate de sodium MeONa. Les conditions opératoires optimales sont indiquées dans le tableau ci-dessous :

Les productivités obtenues sont indiquées dans le tableau ci-dessous :

9.1) Oxydation de l’alcool benzylique en benzaldéhyde en mode batch

Les conditions opératoires sont les suivantes : 485 mmol d’alcool benzylique (50 mL) sont introduit dans un réacteur de 50 mL, à une température de 85 °C, à 800 RPM avec une pression d’Ch de 4 bars (400 000 Pa) et avec une charge catalytique de 0,125% de catalyseur Pd (SiliaCat Pd(0)) pendant 1 h. La conversion est de 100% et la sélectivité est de 83%.

9.2) Oxydation de l ’ alcool benzylique en benzaldéhyde en mode continu

Les conditions opératoires dans le premier réacteur (Volume du réacteur de 100 mL) sont de : alcool benzylique (964 mmol), 0,25 mol% de Pd(Silicat Pd (0)), T = 85 °C, P = 4 bars (400 000 Pa) d’Ch, 1000 RPM avec un débit de 3 mL/mn. On obtient dans ce premier réacteur une conversion de 70% et une sélectivité de 55%. Les conditions dans le second réacteur (Volume du réacteur de 75 mL) sont les suivantes : alcool benzylique (289 mmol), 0,188 mol% de Pd(Silicat Pd (0)), T = 85 °C, P = 10 bars (1 MPa) d’Ch, 1000 RPM avec un débit de 3 mL/mn. On obtient dans ce second réacteur une conversion de 94% et une sélectivité de 84%. Les conditions dans le troisième réacteur (Volume du réacteur de 50 mL) sont les suivantes : alcool benzylique (58 mmol), 0,188 mol% de Pd (Silicat Pd (0)), T = 85 °C, P = 10 bars (1 MPa) d’Ch, 1000 RPM avec un débit de 3 mL/mn. On obtient dans ce troisième réacteur une conversion de

FEUILLE DE REMPLACEMENT (RÈGLE 26) 100% et une sélectivité de 88%. La productivité volumétrique de benzaldéhyde obtenue est de 23,98 kg/l/h, avec un rendement de 88%.

10.1) Réaction de Suzuki-Miyaura avec l’acide phénylboronique en mode batch

3 iodoaryles différents ont été testés : 2-iodothiophène, 2-iodobenzène et acide 4- iodobenzoïque. Dans un réacteur de 100 mL, on introduit un iodoaryle (3.0 mmol), l’acide phénylboronique (6.0 mmol), le catalyseur Pd-Cu/C (43.0 mg, ca. 4.0 mmol), et K3PO4 (12.0 mmol) sont ajouté dans 50 mL d’éthanol. Le milieu réactionnel est chauffé à 78°C pendant 3 h sous atmosphère inerte (Azote). A la fin de la réaction, le milieu réactionnel est filtré. Ensuite, le solvant est évaporé. Pour le 2-phénylthiophène, le rendement est de 96,7% avec un rendement par rapport au Pd/C de 78,2 %. Pour le biphényle, le rendement est de 97,5% avec un rendement par rapport au Pd/C de 96,7%. Pour l’acide 1,4-biphénylcarboxylique, le rendement est de 88,7% et le rendement par rapport au Pd/C est de 85,1%.

10.2) Réaction de Suzuki-Miyaura avec l’acide phénylboronique en mode continu

3 iodoaryles différents ont été testés : 2-iodothiophène, 2-iodobenzène et acide 4- iodobenzoïque.

Les conditions opératoires dans le réacteur N°1 sont T = 120°C , P= 5 bars (500 000 Pa), masse de catalyseur Pd-Cu/C= 50mg avec un volume de réacteur de 100ml, pour obtenir une conversion de 50% avec un volume de 100ml.

Les conditions opératoires du réacteur N°2 sont T =110°C , P =3,5 bar (350 000 Pa)„ masse de catalyseur Pd-Cu/C= 75 mg avec un volume de réacteur de 150 ml, pour obtenir une conversion globale de 90%.

Et enfin les conditions opératoires du réacteur N°3 sont T = 105°C, P = 2 bars (200 000 Pa), masse de catalyseur Pd-Cu/C= lOOmg avec un volume de réacteur de 200 ml, pour obtenir une conversion globale de 100%. Le débit d’entrée est composé du composé iodoaryle (3.0 mmol), acide phénylboronique (6.0 mmol), et K3PO4 (12.0 mmol) dans 50 mL EtOH avec un débit 8 ml/mn.

11.1) Réaction de Heck avec du 2-iodothiophène en mode batch

Trois composés différents ont été testés : styrène, phényl acétylène et méthylbutynol. Le catalyseur utilisé pour le styrène et le méthylbutynol est le Pd-Cu/C. Le catalyseur utilisé pour le phényl acétylène est Pd-Ag/C. Dans un réacteur de 100 mL, on introduit du 2-iodothiophène (3.0 mmol), l’alcène ou l’alcyne (6.0 mmol), le catalyseur (43.0 mg, ca. 4.0 mmol), et de la triéthylamine (6.0 mmol) sont ajoutés dans 50 mL d’acétonitrile. Le milieu réactionnel est chauffé à 82°C pendant 3 heures sous atmosphère d’azote. A la fin de la réaction, le milieu réactionnel est filtré. Ensuite, le solvant est évaporé. Pour le 2-styrylthiophène, le rendement est de 88,8%. Pour l’acétylphénylthiophène, le rendement est de 88,8%. Pour le 2-thiophène méthylbutynol, le rendement est de 94,2%

11.2) Réaction de Heck avec du 2-iodothiophène en mode continu

Trois composés différents ont été testés : styrène, phényl acétylène et méthylbutynol. Le catalyseur utilisé pour le styrène et le méthylbutynol est le Pd-Cu/C. Le catalyseur utilisé pour le phényl acétylène est Pd-Ag/C.

Les conditions opératoires dans le réacteur N°1 sont T = 120°C , P= 5 bars (500 000 Pa), masse de catalyseur de 50 mg avec un volume de réacteur de 100ml, pour obtenir une conversion de 50% avec un volume de 100 ml.

Les conditions opératoires du réacteur N°2 sont T =110°C, P >5 bars (500 000 Pa), masse de catalyseur de 75 mg avec un volume de réacteur de 150 ml, pour obtenir une conversion globale de 90%.

Et enfin les conditions opératoires du réacteur N°3 sont T=105°C, P > 4 bars (400 000 Pa), masse de catalyseur de 100 mg avec un volume de réacteur de 200 ml, pour obtenir une conversion globale de 100%.

Le débit d’entrée est composé du 2-iodothiophène (3.0 mmol), alcène ou alcyne (6.0 mmol), et triéthylamine (6.0 mmol) sont ajoutés dans 50 mL d’acétonitrile avec un débit de 8ml/mn.